WWW.DISSERS.RU

БЕСПЛАТНАЯ ЭЛЕКТРОННАЯ БИБЛИОТЕКА

   Добро пожаловать!

Pages:     || 2 |
-- [ Страница 1 ] --

Министерство образования Российской Федерации ПЕНЗЕНСКИЙ ТЕХНОЛОГИЧЕСКИЙ ИНСТИТУТ Филиал Пензенского государственного университета А.Г. Ветошкин ПРОЦЕССЫ И

АППАРАТЫ ЗАЩИТЫ АТМОСФЕРЫ ОТ ГАЗОВЫХ ВЫБРОСОВ Учебное пособие по проектированию Пенза 2003 2 УДК 628.5 ББК 20.1 Ветошкин А.Г. Процессы и аппараты защиты атмосферы от газовых выбросов.

Учебное пособие по проектированию. – Пенза: Изд-во Пенз. технол. ин-та, 2003. - с.:

ил., 12 библиогр.

Рассмотрены основы процессов и аппаратов технологии защиты атмосферы от вы бросов вредных газов и паров с использованием массообменных процессов очистки газо вых выбросов путем абсорбции и адсорбции.

Приведены основы проектирования процессов и аппаратов (абсорберов и адсорбе ров) для защиты атмосферы от вредных газов и паров.

Учебное пособие подготовлено на кафедре «Инженерная экология» Пензенского технологического института. Оно предназначено для студентов специальности «Инженерная защита окружающей среды» и может быть использовано в качестве основ ной учебной литературы при курсовом проектировании по дисциплинам «Техника и тех нология защиты окружающей среды», «Процессы и аппараты защиты окружающей сре ды», при дипломном проектировании по специальности 330200 и в качестве дополнитель ной учебной литературы при изучении дисциплины «Экология» студентами инженерных специальностей.

Рецензенты:

Кафедра «Экология и безопасность жизнедеятельности» Пензенского государст венного университета, зав. кафедрой Симакин В.И., к.т.н., доцент, член-корресподент МАНЭБ.

Кандидат технических наук, профессор, академик МАНЭБ В.В.Арбузов (Пензен ский филиал Международного независимого эколого-политологического университета).

Издательство Пензенского технологического института А.Г.Ветошкин Содержание Введение......................................................................................................................................... 1. Абсорбция газовых примесей.................................................................................................. 2. Способы выражения составов смесей..................................................................................... 3. Устройство и принцип действия абсорберов.......................................................................... 4. Насадочные колонны................................................................................................................ 5. Расчет насадочных абсорберов.............................................................................................. 6. Тарельчатые колонны............................................................................................................. 7. Расчет тарельчатых абсорберов............................................................................................. 8. Варианты заданий по абсорбции........................................................................................... 9. Адсорбционная очистка газов................................................................................................ 10. Устройство и принцип действия адсорберов...................................................................... 11. Расчет адсорберов периодического действия..................................................................... 12. Варианты заданий по адсорбции......................................................................................... 13. Содержание и объем курсового проекта............................................................................. 13.1. Содержание и оформление расчетно-пояснительной записки................................... 13.2. Общие требования по оформлению графической части проекта............................. 13.3. Требования к выполнению технологической схемы................................................. 13.4. Требования к выполнению чертежей общего вида аппарата................................... 14. Требования при защите курсового проекта...................................................................... Приложения............................................................................................................................... Литература................................................................................................................................. Введение На современном этапе для большинства промышленных предприятий очистка вен тиляционных выбросов от вредных веществ является одним из основных мероприятий по защите воздушного бассейна.

В настоящее время используются различные методы улавливания и обезвреживания паро- и газообразных веществ из воздуха. На практике применяют следующие способы очистки газа: абсорбционный, адсорбционный, каталитический, термический и др.

Методики расчета аппаратов для физико-химической очистки газов базируются на закономерностях тепло- и массообмена. При этом используются элементы теории подобия диффузионных процессов [1-4].

Цель настоящего учебного пособия - систематизировать сведения по массообмен ным процессам, методические подходы к расчету оборудования по абсорбции и адсорб ции вредных примесей из вентиляционных выбросов. Приводятся необходимые сведения по устройству, работе типового оборудования, а также справочные материалы.

Изложение материала сопровождается примерами расчета, которые облегчают ус воение теоретических вопросов.

1. Абсорбция газовых примесей Абсорбцией называется перенос компонентов газовой смеси в объем соприкасающейся с ней конденсированной фазы. При абсорбции происходит избирательное поглощение одного или нескольких компонентов из газовой смеси жидкими поглотителями.

Обратный процесс, т.е. удаление из объема конденсированного вещества поглощенных мо лекул газа, называется дегазацией или де(аб)сорбцией.

Вещество, которое содержится в газовой фазе и при абсорбции не переходит в жид кую фазу, называют газом-носителем, вещество, в котором происходит растворение аб сорбируемых компонентов, называют растворителем (поглотителем или абсорбентом), вещество, которое содержится в газовой фазе и при абсорбции переходит в жидкую фазу, т.е. поглощаемый компонент, называют абсорбтивом, поглощаемое вещество в объеме по глотителя – абсорбатом.

Абсорбат удерживаются в абсорбенте, равномерно распределяясь среди его молекул, вследствие растворения или химической реакции.

Процесс, завершающийся растворением абсорбата в поглотителе, называют физической аб сорбцией (в дальнейшем - абсорбция). При физической абсорбции происходит физическое растворение абсорбируемого компонента в растворителе, при этом молекулы абсорбента и молекулы абсорбтива не вступают между собой в химическое взаимодействие.

Иногда растворяющийся газ вступает в химическую реакцию непосредственно с самим растворителем. Процесс, сопровождающийся химической реакцией между поглощаемым ком понентом и абсорбентом, называют химической абсорбцией (в дальнейшем - хемосорбция). При хемосорбции абсорбируемый компонент вступает в химическую реакцию с поглотителем, образуя новые химические соединения в жидкой фазе.

При физической абсорбции обычно используют в качестве абсорбента воду, а также ор ганические растворители и неорганические, не реагирующие с извлекаемыми компонентами и их водными растворами.

При хемосорбции в качестве абсорбента используют водные растворы солей, орга нические вещества и водные суспензии различных веществ.

Абсорбция представляет процесс химической технологии, включающей массопере нос между газообразным компонентом и жидким растворителем, осуществляемый в аппа рате для контактирования газа с жидкостью. Аппараты, в которых осуществляют процесс абсорбции, называют абсорберы.

Процесс, обратный абсорбции, называется десорбцией. Если изменяются условия, например, происходит понижение давления над жидкостью или снижается температура, процесс становится обратимым и происходит выделение газа из жидкости. Таким обра зом, может быть осуществлен циклический процесс абсорбции-десорбции. Это позволяет выделить поглощенный компонент. Сочетая абсорбцию с десорбцией, можно многократно использовать почти без потерь жидкий поглотитель (абсорбент) в замкнутом контуре аппа ратов: абсорбер-десорбер-абсорбер (круговой процесс), выделяя поглощенный компонент в чистом виде.

Абсорбция — наиболее распространенный процесс очистки газовых смесей во многих от раслях, например, в химической промышленности. Абсорбцию широко применяют для очистки выбросов от сероводорода, других сернистых соединений, паров соляной, серной кислот, циа нистых соединений, органических веществ (фенола, формальдегида и др.).

Для более полного извлечения компонента из газовой смеси при физической аб сорбции необходимо использовать принцип противотока с непрерывной подачей в абсор бер свежего раствора.

Схема абсорбционной установки приведена на рис. 1. Газ на абсорбцию подается га зодувкой 1 в нижнюю часть колонны, где равномерно распределяется перед поступлением на контактный элемент (насадку или тарелки). Абсорбент из промежуточной емкости насосом 10 подается в верхнюю часть колонны и равномерно распределяется по попереч ному сечению абсорбера с помощью оросителя 4. В колонне осуществляется противоточ ное взаимодействие газа и жидкости. Очищенный газ, пройдя брызгооотбойник 3, выхо дит из колонны. Абсорбент стекает через гидрозатвор в промежуточную емкость 13, отку да насосом 12 направляется на регенерацию в десорбер 7, после предварительного подог рева в теплообменнике-рекуператоре 11. Исчерпывание поглощенного компонента из аб сорбента производится в кубе 8, обогреваемом, как правило, насыщенным водяным па ром. Перед подачей на орошение колонны абсорбент, пройдя теплообменник-рекуператор 11, дополнительно охлаждается в холодильнике 5.

Рис. 1. Схема абсорбционной установки:

1 - вентилятор (газодувка);

2 - абсорбер;

3 - брызгоотбойник;

4,6 - оросители;

5 - холодильник;

7 - десорбер;

8 - куб десорбера;

9,13 - ёмкость для абсорбента;

10,12 - насосы;

11 - теплообменник-рекуператор Абсорбционная система может быть простой, в которой жидкость применяется только один раз и удаляется из системы без отделения абсорбированного загрязнения. В другом варианте загрязнение отделяют от абсорбирующей жидкости, выделяя её в чистом виде. Затем абсорбент вновь подают на стадию абсорбции, снова регенерируют и возвра щают в систему.

2. Способы выражения составов смесей Содержание компонентов и другие характеристики реальной смеси могут быть оценены лишь с некоторой степенью приближения.

Гомогенную газовую смесь представляют в виде смеси идеальных газов, считая воз можным применять к ней и к каждому ее компоненту законы идеальных газов.

Для расчетов процессов, связанных с изменением давления в системе, состав смеси обычно задают в единицах давления.

Согласно закону Дальтона давление газовой смеси P можно подсчитать, складывая парциальные давления ее компонентов:

P = N pi.

i = Парциальным давлением i -того компонента называют давление, которое он производил бы при температуре смеси и в том же количестве, если бы один занимал весь объем смеси. Зада ние состава идеальной газовой смеси набором парциальных давлений ее компонентов равно сильно заданию количества (числа молей) каждого компонента в долях от общего количества (чис ла молей) смеси.

По закону Амага, аналогичному с законом Дальтона, предполагается аддитивность парциаль ных объемов:

N V = Vi.

i = Парциальный объем i-того компонента газовой смеси - это объем, который он занимал бы, находясь в том же количестве при температуре и давлении смеси. Исходя из этого состав смеси может задаваться парциальными объемами компонентов в единицах измерения объема.

Часто составы смесей задают относительными величинами, используя для этого объемные, молярные и массовые доли или проценты.

Объемная доля i-того компонента vi выражается отношением его парциального объема к объему смеси, молярная доля ni - количеством вещества (молей) i-того компонента, отнесен ным к количеству вещества (молей) смеси, массовая доля gi - отношением массы i - того компо нента к массе смеси:

v i = Vi / V ;

n i = N i / N ;

g i = m i / m.

Численные значения объемных и молярных долей компонентов идеальной газовой смеси одинаковы, так как в равных объемах идеальных газов при равенстве температур и давлений со держится одинаковое количество вещества (молей). Массовые доли связаны с объемными и мо лярными долями соотношением:

g i = v i M i / M = ni M i / M, где M - средняя (кажущаяся) молярная масса смеси, которую подсчитывают по правилу аддитив ности:

N N M = M i vi = 1 / ( g i / M i ).

i =1 i = Очевидно, что N N N v i = ni = g i = 1.

i =1 i =1 i = Наряду с долями содержание компонентов смеси выражают в объемных, молярных и массо вых процентах.

В практике пылегазоочистки принято состав газа-носителя (воздуха, дымовых газов) задавать объемными или массовыми процентами, а содержание вредных ингредиентов - массовыми кон центрациями на единицу объема выбросов.

Используемые в дальнейшем изложении и расчетах обозначения концентраций веще ства А в веществе В, выраженных различными способами, приведены в таблице П.1. прило жения, а в таблице П.2. приложения представлены формулы для пересчета концентраций вещества А в газовой и жидкой фазах.

3. Устройство и принцип действия абсорберов Процесс абсорбции осуществляется в специальных аппаратах - абсорберах.

Абсорбция, как и другие процессы массопередачи, протекает на поверхности разде ла фаз. Для интенсификации процесса абсорбции необходимы аппараты с развитой поверх ностью контакта между жидкой и газовой фазами (абсорбента с газом-носителем). По спосо бу образования этой поверхности и диспергации абсорбента, что непосредственно связано с конструктивными особенностями абсорберов, их можно подразделить на четыре основ ные группы: 1) пленочные;

2) насадочные;

3) барботажные (тарельчатые);

4) распыливаю щие или распылительные (брызгальные).

По способу организации массообмена абсорбционные устройства принято делить на аппара ты с непрерывным и ступенчатым контактом фаз. К устройствам с непрерывным контактом можно отнести насадочные колонны, распылительные аппараты (полые скрубберы, скрубберы Вентури, ротоклоны и др.), однополочные барботажные и пенные устройства, а к устройствам со ступенча тым контактом - тарельчатые колонны, многополочные барботажные и пенные устройства.

Для абсорбции газовых загрязнителей чаще всего применяются насадочные и тарельчатые колонные аппараты.

4. Насадочные колонны Насадочные абсорберы получили наибольшее применение в промышленности. В на садочных колоннах обеспечивается лучший контакт обрабатываемых газов с абсорбентом, чем в полых распылителях, благодаря чему интенсифицируется процесс массопереноса и уменьшаются габариты очистных устройств.

Эти абсорберы представляют собой колонны, заполненные насадкой - твердыми те лами различной формы. Некоторые распространенные типы насадок показаны на рис. 2.

К основным характеристикам насадки относят ее удельную поверхность f (м2/м3) и свободный объем (м3/м3). Еще одной характеристикой насадки является ее свободное сечение S (м2/м2). Принимают, что свободное сечение насадки S равно по величине ее сво бодному объему, т. е. S =.

Технические характеристики некоторых насадок приведены в таблице приложения П.1.

Рис. 2. Виды насадки:

а - насадка из колец Рашига: 1 - отдельное кольцо;

2 - кольца навалом;

3 - регулярная на садка;

б - фасонная насадка: 1 - кольца Палля;

2 - седлообразная насадка «Инталокс»;

3 кольца с крестообразными перегородками;

4 - керамические блоки;

5 - витые из проволо ки насадки;

6 - кольца с внутренними спиралями;

7- пропеллерная насадка;

8 - деревянная хордовая насадка.

Максимальную поверхность контакта на единицу объема образуют седлообразные насад ки "Инталокс" (рис. 2,б-2). Они имеют и минимальное гидравлическое сопротивление, но стои мость их выше, чем колецевых насадок. Из кольцевых насадок наилучший контакт создают коль ца Палля (рис. 2,б-1), но они сложны в изготовлении и дороже колец Рашига (рис. 2,а). Хордовые деревянные насадки (рис. 2,б-8) имеют минимальную удельную поверхность и стоимость.

В качестве насадки наиболее широко применяют тонкостенные кольца Рашига (рис.

2, а), имеющие высоту, равную диаметру, который изменяется в пределах 15-150 мм.

Кольца малых размеров засыпают в колонну навалом. Большие кольца (от 5050 мм и выше) укладывают правильными рядами, сдвинутыми друг относительно друга. Такой способ заполнения аппарата насадкой называют загрузкой в укладку, а загруженную та ким способом насадку - регулярной. Регулярная насадка имеет ряд преимуществ перед нерегулярной, навалом засыпанной в колонну: обладает меньшим гидравлическим сопро тивлением, допускает большие скорости газа. Однако регулярная насадка требует более сложных по устройству оросителей, чем насадка, засыпанная навалом.

Хордовую насадку (см. рис. 2, б-8) обычно применяют в абсорберах большого диа метра. Несмотря на простоту ее изготовления, хордовая насадка вследствие небольших удельной поверхности и свободного сечения вытесняется более сложными и дорогостоя щими видами фасонных насадок, часть из которых представлена на рис. 2). В приложении 3 приведены основные характеристики насадок некоторых типов.

Устройство насадочной колонны диаметром 1000 мм и расположение ее конструктивных элементов показано на рис. 3.

Эффективность массопередачи в насадочных колоннах значительно зависит от равномерности распределения потоков контактирующих фаз, соотношения их скоростей и условий орошения элементов насадки.

Жидкость в насадочной колонне течет по элементу насадки в виде тонкой пленки, поэтому поверхностью контакта фаз является в основном смоченная поверхность насадки.

Однако при перетекании жидкости с одного элемента насадки на другой пленка жидкости разрушается и на нижележащем элементе образуется новая пленка. При этом часть жид кости проходит на расположенные ниже слои насадки в виде струек, капель и брызг.

Часть поверхности насадки, в основном в местах соприкосновения насадочных элементов друг с другом, бывает смочена неподвижной (застойной) жидкостью.

Равномерность распределения газа по сечению абсорберов зависит от способа его ввода в аппарат. При вводе по оси аппарата газ движется преимущественно в центральной его части, лишь постепенно заполняя все сечение аппарата. Наличие опорно распределительной решетки значительно повышает равномерность движения газа в ос новном объеме аппарата. Для насадочных колонн очень важным является равномерный по сечению колонны ввод газа под опорную решетку, для того чтобы избежать байпасирова ния газа в насадке по ее высоте. С этой целью расстояние между днищем абсорбера и на садкой делают достаточно большим.

Начальная равномерность распределения абсорбента достигается посредством ее диспергиро ванной подачи на поверхность насадки через распылительные форсунки или распределительные та релки с большим числом отверстий. При дальнейшем передвижении жидкости ее контактирование с газовой фазой ухудшается из-за оттока к стенкам колонны. Поэтому высоту насадки делят на не сколько слоев (ярусов), устанавливая между ними перераспределительные устройства в виде тарелок (рис. 4).

Конструкции тарелок (по ОСТ 26-705-73) распределительных ТСН-III (а) и перераспредели тельных ТСН-П (б) для стандартных типоразмеров насадочных колонн показаны на рис. 4, а их технические характеристики приведены в приложении 4.

Недостаточное орошение элементов насадки ведет к недоиспользованию поверхности ее контакта. Значительный избыток жидкости может вызвать частичное затопление насадки, что также ведет к ухудшению контакта фаз на поверхности насадочных элементов. Ориентировочно минимальную плотность орошения min м3/ч на 1 м2 поверхности насадки, можно принять как 0,12 fv, где fv - удельная поверхность насадки, м2/м3, а максимальную плотность орошения - в 4... раз выше минимальной.

Соотношение расходов жидкости и газа, поступающих в колонну, должно соответ ствовать оптимальному гидравлическому режиму работы насадочного слоя. При низких расходах газа наблюдается пленочное стекание жидкости. С увеличением подачи газа на ступает момент, когда часть жидкости начинает задерживаться и скапливаться в слое на садки, а его гидравлическое сопротивление быстро растет. Такой режим называют нача лом (точкой) подвисания (или торможения). Дальнейшее увеличение расхода газа приво дит к запиранию потока жидкости и ее эмульгированию. При этом наступает обращение, или инверсия, фаз (жидкость становится сплошной фазой, а газ - дисперсной). Соответст вующий режим называют началом (точкой) захлебывания. Режим эмульгирования соот ветствует максимальной эффективности насадочных колонн вследствие увеличения кон такта фаз, но это повышение эффективности насадочной колонны сопровождается резким увеличением ее гидравлического сопротивления.

Скорость захлебывания снижается с увеличением отношения расхода жидкости к расходу газа, насыпной плотности насадки и с уменьшением размера насадочных элемен тов, а также зависит от типа насадки.

Насадочные абсорберы должны работать с максимально возможными скоростями газово го потока, при которых насадка не захлебывается. Обычно эта скорость превышает поло вину скорости захлебывания. Для колец Рашига ее можно принимать до 60...80%, для седлообразных насадок - до 60...85% от скорости захлебывания.

Рис. 3. Конструкция насадочной колонны.

Рис. 4. Конструкции распределительных тарелок.

При выборе размеров насадки необходимо учитывать, что с увеличением размеров ее элементов увеличивается допустимая скорость газа, а гидравлическое сопротивление насадочного абсорбера снижается.

Диаметр колонны с крупной насадкой будет ниже, несмотря на то что высота насад ки несколько увеличится по сравнению с абсорбером, заполненном насадкой меньших размеров. Это особенно относится к абсорбции хорошо растворимых газов.

При абсорбции плохо растворимых газов более подходящей может быть и сравни тельно мелкая насадка.

Если необходимо провести глубокое разделение газовой смеси, требующее большо го числа единиц переноса, то в этом случае рациональнее использовать мелкую насадку.

5. Расчет насадочных абсорберов Целью расчета насадочных абсорберов является: определение диаметра (сечения) аппарата;

определение высоты насадки (а также нахождение высоты аппарата);

определе ние гидравлического сопротивления аппарата.

Расчеты характеристик насадочных абсорберов выполняют в следующем порядке.

1. Определяют количество ингредиентов отбросных газов, составляют материальный баланс, определяют начальные и конечные концентрации загрязнителей в обеих фазах, расход поглотителя.

2. Строят графики равновесной и рабочей линии процесса, для чего вначале концен трации улавливаемого вещества выражают в долях от количества постоянных компонен тов - инертной части газового потока по газовой фазе и чистого поглотителя по жидкой фазе. Затем по опытным данным строят равновесную и рабочую линии процесса абсорб ции.

В состоянии равновесия в каждом конкретном случае существует строго определен ная зависимость между концентрациями распределяемого вещества, которая при равнове сии системы называется равновесной.

Очевидно, что любой концентрации X соответствует равновесная концентрация Y*, и наоборот, любой концентрации Y соответствует равновесная концентрация Х*, т.е.

X = f (Y *);

Y = f ( X *).

В состоянии равновесия при условии постоянства температуры и общего давления зависимость между концентрациями распределяемого в газовой и жидкой фазах компо нента будет однозначной. Эта зависимость выражается законом Генри: при постоянной температуре парциальное давление растворенного газа пропорционально его молярной доли в растворе:

p = E xA, A или растворимость газа в жидкости при данной температуре пропорционально его парци альному давлению над жидкостью:

x = p A, A E где E - коэффициент пропорциональности называемый константой Генри;

pA* - парци альное давление поглощаемого газа, находящегося в равновесии с раствором, имеющим концентрацию xA (в мол. долях);

xA* - концентрация газов в растворе (в мол. долях), рав новесная с газовой фазой, в которой парциальное давление поглощаемого компонента равно pA.

При отсутствии опытных данных можно составить уравнение равновесного распре деления поглощаемого компонента в жидкой и газовой фазах по давлению насыщенного пара этого вещества, считая разбавленные растворы идеальными и подчиняющимися за кону Рауля. Например, известно, что упругость паров толуола при 20°С составляет около 3000 Па. Отсюда равновесную концентрацию толуола в газовой фазе у* можно прибли женно находить по его содержанию в жидкой фазе х из соотношения:

у* = (3.103/1,01.105)x = 0,0296.x, где у и х выражены в мольных долях.

3. Определяют движущую силу массопередачи. Движущие силы подсчитывают по концентрациям загрязнителей в газовой и жидкой фазах на входе в абсорбер и выходе из него как разность между действительной концентрацией загрязнителя в рассматриваемой фазе и равновесной с контактирующей фазой (последнюю находят по линии равновесия или по конкретному уравнению линии равновесия).

Средние движущие силы процесса абсорбции подсчитывают, исходя из модели иде ального вытеснения, по выражению:

Yср = (Yб – Yм)/ln(Yб/Yм), или Xср = (Xб – Xм)/ln(Xб/Xм) где Yб(м), Хб(м) - большие (меньшие) движущие силы процесса соответственно по газо вой и жидкой фазам.

4. Определяют рабочую скорость газового потока. Тип насадки подбирают исходя из условий обеспечения достаточной площади поверхности массоотдачи, коррозионной стойкости, прочности, долговечности, приемлемого перепада давления в колонне, стоимо сти, других факторов.

Рабочую скорость газа w принимают в зависимости от технических, эксплуатацион ных, экономических и других факторов. Обычно она превышает половину скорости нача ла захлебывания слоя насадки.

Скорость газа при захлебывании вычисляют из уравнения w0 f г L ( ж / в ) 0,16 ] = A B( ) 0, 25 ( г ) 0,125, lg[ ж g c ж G где w0 - скорость газового потока при захлебывании, м/с;

f - удельная поверхность насад ки, м2/м3;

г - плотность газа, кг/м3;

ж - плотность жидкости, кг/м3;

с - свободный объем насадки, м3/м3;

g = 9,8м/с2;

ж - вязкость жидкости, мПа.с;

ж - вязкость стандартной жид кости (воды), мПа.с;

G, L - расход газа, жидкости, соответственно, кг/ч (кг/с);

А, В - коэф фициенты, принимаются в зависимости от типа насадки (приложение 5). Значения ж, г, ж принимаются по параметрам среды в абсорбере.

На практике обычно работают вблизи точек подвисания. Cкорость газа wг принима ют в зависимости от технических, эксплуатационных, экономических и других факторов.

Обычно она превышает половину скорости начала захлебывания слоя насадки:

wг = (0,75…0,9)w0. () Для пенящихся жидкостей wг = (0,3…0,4)w0.

При этом скорость газа, отнесенная к свободному сечению аппарата, равняется 0,5 1,0 м/с и более.

Диаметр абсорбера Dа рассчитывают из уравнения расхода для газовой фазы по ра бочей скорости wг, м/с, и объемному расходу газа в колонне Vc, м3/с:

Vc )1 / 2.

Dа = ( 0,785 wг Затем выбирают ближайший диаметр Dа из нормализованного ряда диаметров ко лонн (таблица приложения 6) и уточняют рабочую скорость wp, которая не должна пре вышать 70...85% от предельной w0.

5. Определяют плотность орошения.

Под плотностью орошения qор понимают объемный расход поглощающей жидкости, приходящийся на единицу площади сечения колонного абсорбера, м3(м2.ч):

qор = L/(ж.0,785.Dа2), где L – массовый расход жидкости в колонне, кг/ч.

При недостаточной плотности орошения и неправильной организации подачи жид кости поверхность насадки может быть смочена не полностью, а часть смоченной поверх ности практически не участвует в процессе массопередачи. Существует некоторая мини мальная эффективная плотность орошения qmin, выше которой всю поверхность насадки можно считать смоченной.

Для насадочных абсорберов минимальную эффективную плотность орошения min определяют по соотношению:

qmin = f.qэф, где qэф - эффективная линейная плотность орошения, которую можно принимать равной 3,3.10-5 м2/с для крупных колец Рашига (размером более 75 мм) и хордовых насадок с ша гом более 50 мм, и 2,2.10-5 м2/с для всех остальных случаев.

Если qор > qmin, то коэффициент смачиваемости насадки принимают равным едини це. При несоблюдении указанного условия принимают qор = qmin, пересчитывают расход жидкости в колонне L и, соответственно, конечную концентрацию поглощаемого компо нента в жидкой фазе.

6. Определяют коэффициенты массоотдачи.

Коэффициент массоотдачи по газовой фазе у в абсорберах с регулярной насадкой находят из соотношения Nuг = 0,167.Reг0,74.Prг0,33.(h/dэ)-0,47, у = Nuг.Dг/dэ, м/с, где Nuг – диффузионный критерий Нуссельта для газовой фазы;

Reг = wгdэг/(г) – крите рий Рейнольдса для газовой фазы в порах насадки;

Prг = г/(гDг) – диффузионный крите рий Прандтля для газовой фазы;

г – динамическая вязкость газа, Па.с;

h – высота эле мента насадки, м, dэ – эквивалентный диаметр насадки, м;

Dг – коэффициент диффузии улавливаемого компонента в газовой фазе, м2/с.

Значение Nuг для аппаратов с неупорядоченной насадкой (внавал) при величинах Reг от 10 до 10000 можно найти по уравнению:

Nuг = 0,407 Reг0,655 Prг0,33.

Коэффициент массоотдачи в жидкой фазе x может быть найден из соотношений:

Nuж = 0,0021 Reж0,75 Prж0,5, x = Nuж Dж/, где Nuж - диффузионный критерий Нуссельта для жидкой фазы;

Dж -усредненный по улавливаемым компонентам коэффициент диффузии в жидкой фазе, м2/с;

= 2 2 0,33 [ж /(ж g)] - "приведенная" толщина жидкой пленки, м;

Reж = 4 L/(0,785 Dа f ж ) критерий Рейнольдса для жидкой фазы в насадке;

Prж = ж/(ж Dж) - диффузионный кри терий Прандтля для жидкой фазы;

- коэффициент смачиваемости элементов насадки.

Коэффициенты диффузии в газовой Dг и жидкой фазах Dж зависят от свойств диф фундирующего компонента и среды, в которой происходит диффузия, а также от темпера туры и давления процесса.

В справочных таблицах приводятся коэффициенты диффузии D0 в газах при темпе ратуре Т0 = 273 К и абсолютном давлении Р0 =1,01.105 Па (см. таблицу приложения 7).

При других абсолютных температуpax Т и давлениях Р он определяется по формуле P0 T 3 / Dг = D0 ().

P T При отсутствии экспериментальных данных для определения коэффициента диффу зии газа А в газе В при абсолютной температуре Т и абсолютном давлении Р, кг/см2, поль зуются следующей зависимостью:

0,0043.10 4 T 3 / 2 1 1 1/ Dг = + ( ), P ( v1 / 3 + v 1 / 3 ) M A M B A B где vA, vB - молекулярные объемы газов А и В;

МA, MB - молекулярные массы газов А и В.

Для приближенного определения коэффициентов диффузии в жидкостях при 20 °С можно пользоваться формулой:

1.10 6 1 Dж.20 = +.,..

1/ v1 / 3 ) + MA MB A1 B1 ж (v A B где Dж.20 - коэффициент диффузии в жидкости при t = 20 °С, м2/с;

ж — динамический коэффициент вязкости жидкости, мПа.с;

vA, vB - мольные объемы растворенного вещества и растворителя;

МA, МB - мольные объемы растворенного вещества и растворителя;

А1, В — коэффициенты, зависящие от свойств растворенного вещества и растворителя (таблица приложения 12).

Коэффициент диффузии газа в жидкости Dж.t (при температуре t) связан с коэффици ентом диффузии Dж.20 (при температуре 20 °С) следующей приближенной зависимостью:

Dж.t = Dж.20[1 +b(t - 20)], в которой температурный коэффициент может быть определен по эмпирической формуле b = 0,2. ж / ж, где ж - динамический коэффициент вязкости жидкости при 20 °С, мПа;

ж - плотность жидкости, кг/м3.

Молекулярные объемы определяются как сумма атомных объемов элементов, вхо дящих в состав соединений. Значения атомных объемов приведены в таблице приложения 8.

7. Определяют коэффициенты массопередачи.

Коэффициенты массопередачи по жидкой Kх и газовой Kу фазам находят, складывая коэффициенты массоотдачи y и x (предварительно представленные в требуемых еди ницах измерения) по принципу аддитивности:

1 m K y =( + ), y x 1 Kx =( + ), my x где m - коэффициент в уравнении линии равновесия.

Если равновесная линия хорошо аппроксимируется уравнением Генри и ее можно представить прямой, то коэффициент m определится как тангенс угла наклона этой линии к оси абсцисс.

8. Определяют поверхность массопередачи.

Поверхность массопередачи находят из основного уравнения массопередачи:

M M F= =, K y Yср K x X ср где Kу, Kх - коэффициенты массопередачи, определенные соответственно по газовой и жидкой фазе;

Yср, Хср, - средние движущие силы абсорбции по газовой и жидкой фазам Поток массы загрязняющего вещества из газовой фазы в жидкую M определяют по уравнению материального баланса:

M = G (Yн Yк ) = L( X к X н ).

где G, L - расходы газовых выбросов и поглотителя.

Величины, входящие в уравнения по определению коэффициентов массоотдачи, массопередачи и основное уравнение массопередачи, должны быть выражены в соответ ствующих друг другу единицах измерения. Соотношения между параметрами - коэффи циентом массоотдачи, движущей силой и потоком загрязняющего вещества А, улавливае мого абсорбентом В, выраженными в различных единицах измерения, приведены в табли це приложения 9.

9. Определение высоты абсорбера. Необходимую высоту насадки Н, м, подсчитыва ют по соотношению:

H = F/(0,785.Dа2.f.), м.

Для расчетов параметров массопередачи в насадочных колоннах часто используют соотношения, связывающие высоту насадки H в колонне с числом и высотой единиц пе реноса:

Y Yк G.н H=, K y S f Yср где Ky – коэффициент массопередачи по газовой фазе, кг/[м2.с(кг А/кг В];

S – площадь поперечного сечения аппарата, м2;

Yн, Y к – относительные массовые концентрации за грязнителя A в газе-носителе В на входе в абсорбер и на выходе соответственно, кг А/кг В;

Yср – средняя движущая сила в абсорбере по газовой фазе, кг А/кг В.

Величина (Yн - Yк)/Yср представляет собой изменение рабочих концентраций на единицу движущей силы и называется числом единиц переноса:

Ny = (Yн - Yк)/Yср.

Одна единица переноса (Ny = 1) соответствует участку аппарата, на котором измене ние рабочих концентраций равно средней движущей силе на данном участке.

Величина G/(Ky.S.f) представляет собой высоту участка, соответствующего одной единице переноса, и называется высотой единицы переноса (ВЕП):

h = G/(Ky.S.f).

Таким образом, рабочая высота аппарата Н равна произведению числа единиц пере носа на высоту единицы переноса:

H = Nу.h.

При помощи этого уравнения можно вести расчет процесса массопередачи, если ли ния равновесия является прямой или кривой, а также в тех случаях, когда поверхность со прикосновения фаз не может быть геометрически определена и потому непосредственное применение основного уравнения массопередачи невозможно.

Подставив в выражение высоты единицы переноса значение 1/K из уравнения, свя зывающего коэффициент массопередачи с коэффициентами массоотдачи 1/Ky = 1/y + m/x, получим mG mG G G L h= + = +..

f S y f S x f S y L f S x Величина G/(f.S.y) = hy представляет собой высоту единицы переноса для фазы G.

Величина L/(f.S.x) = hx является высотой единицы переноса для фазы L.

Таким образом, h = hy + (m/l).hx, где l = L/G.

При проектировании массообменного оборудования применяют следующие методы определения числа единиц переноса:

- метод графического интегрирования;

- графический метод;

- метод численного интегрирования.

При использовании метода графического интегрирования (рис. 5) строят зависи мость 1/(Y – Y*) = f(Y).

= f (Y ).

Рис. 5. Зависимость Y Y* Затем определяют площадь f, ограниченную кривой, осью абсцисс Y1 и Y2, которые являются пределами интегрирования. Число единиц переноса определяют по уравнению.

N y = f. m1 m 2, где f - площадь, мм2;

т1 - число единиц Y в 1 мм по оси абсцисс;

m2 - число единиц 1/(Y – Y*), в 1 мм по оси ординат;

(т1, m2) — масштаб.

При графическом методе определения числа единиц переноса осуществляют следующие стадии (рис.6):

- строят диаграмму Y-X;

- изображают рабочую линию АВ;

- наносят линию равновесия ОС;

- проводят среднюю линию МN через точки, делящие пополам отрезки ординат ме жду рабочей линией и линией равновесия;

- строят ломаную линию между рабочей и равновесной линиями - из точки В, харак теризующей конечное состояние газа, проводят линию BD до пересечения со средней ли нией и продолжают ее до точки Е, причем, отрезок BD равен отрезку DE;

затем из точки Е восстанавливают перпендикуляр EF до пересечения с рабочей линией и ставят точку F, причем EF = 2KD = KL;

отрезок EF показывает изменение концентрации газа, соответст вующее одной единице переноса (ступенька BEF);

продолжая аналогичное построение ступенек до начального состояния газа (точка А), определяют число единиц переноса;

по следняя ступенька РА либо принимается за полную ступеньку, либо рассчитывают её часть АР/ST (на рис. 6 Ny = 3).

Графический метод обеспечивает удовлетворительные результаты, если линия равновесия близка к прямой.

Рис. 6. Определение числа единиц переноса графическим методом.

При применении метода численного интегрирования последовательно выполняют сле дующие действия (рис. 7):

- строят диаграмму Y-X, рабочую линию АВ, равновесную линию ОС;

- рабочую линию АВ делят на два равных отрезка AM = MB.

Вертикальные отрезки между рабочей линией АВ и линией равновесия ОС, приве денные из точек состояния газа в начале и в конце процесса (точка А и точка В), а также из средней точки М, показывают значение движущей силы процесса. Из рис. 7 видно, что 1 = Y1 Y1*, = Y Y *, Y2 = Y2 Y2*.

Число единиц переноса Ny равно:

1 Y1 Y2.

Ny = + + 1 Средняя движущая сила процесса ср равна:

ch =.

1 4 + + 1 Рис. 7. Определение числа единиц переноса методом численного интегрирования.

Если отношение max/min > 6, отрезок АВ делят не на 2, а на 4 участка.

Причем, 1 = Y1 Y1*, = Y Y *, = Y Y *, = Y Y *, 2 = Y2 Y2*.

Тогда число единиц переноса составит:

1 1 Y1 Y2 1 Ny = + 4 + + +.

Если процесс абсорбции осложнен реакцией, то концентрация абсорбируемого ком понента в жидкой фазе уменьшается, что приводит к увеличению градиента концентрации и ускорению процесса абсорбции. Скорость абсорбции будет зависеть и от скорости мас сообмена, и от скорости реакции.

Расчет Ny при этом усложняется.

Если найденное значение Н превосходит 40...45 м, целесообразно принять схему из нескольких последовательно соединенных аппаратов. Кроме высоты насадки, размеры колонны должны учитывать расстояние от днища абсорбера до низа насадки, расстояния между ярусами насадки и расстояние от верха насадки до крышки абсорбера. Расстояние от днища абсорбера до низа насадки можно принимать в пределах 2...5 м, что определяет ся необходимостью обеспечения равномерного ввода обрабатываемых газов в насадку.

Расстояние между ярусами необходимо для размещения опорных и перераспределитель ных устройств и может составлять порядка 0,3...0,5 м, а высота яруса 2...3 м. Расстояние от верха насадки до крышки абсорбера необходимо для размещения оросителя, распреде ляющего поглотитель по поверхности насадки. В этом пространстве, высота которого мо жет составлять 2...3 м, устанавливаются также каплеотбойные устройства для предотвра щения брызгоуноса из колонны.

10. Определяют гидравлическое сопротивление абсорбера. Величину гидравличе ского сопротивления мокрой (орошаемой) насадки Р, Па, определяют по соотношениям:

P = k Pc, где Рс – гидравлическое сопротивление сухой насадки, Па;

с – коэффициент, зависящий от характеристик насадки (см. таблицу приложения 10. приложения);

n1 qор.

= 2,3. exp(n1 q ор ), k = n1 – коэффициент, значение которого зависит от типа насадки:

а) керамические кольца Рашига (в навал):

- 50 мм п1 = 51.10-3;

- 100 мм п1 = 33.10-3;

б) керамические кольца Палля:

п1 = 35.10-3;

- 50 мм п1 = 42.10-3.

в) блоки:

Гидравлическое сопротивление сухой насадки, Па, определяется по соотношению:

H г wp Pc =, d э 2 где - коэффициент гидравлического сопротивления, зависящий от характеристик насад ки и режимов движения потоков;

dэ = 4 /f – эквивалентный диаметр насадки, м.

Коэффициенты сопротивления регулярных насадок можно подсчитывать по уравне нию:

= тр + (d э / h), где тр – коэффициент гидравлического трения поглотительной жидкости по материалу насадки;

– коэффициент местного сопротивления насадки, который может быть опреде лен из соотношения:

= (4,2/2) – (8,1/ ) + 3,9.

Для хордовой насадки можно использовать более простое соотношение:

= 6,64 / Re 0, г Для определения коэффициентов гидравлического сопротивления нерегулярных на садок с одинаковым (хаотичным) распределением пустот по всем направлениям (седла, шарообразные насадки и т.п.) можно использовать следующие соотношения:

= 2,34 +, Re г для кольцевых насадок, засыпанных в навал:

а) при ламинарном движении газа (Reг < 40) = Re г б) при турбулентном движении газа (Reг > 40) =.

Re 0, г Пример 1. Спроектировать насадочный абсорбер для улавливания аммиака из воз духа в неизотермических условиях, если количество поступающей воздушной смеси со ставляет Vc = 10000 м3/ч (при нормальных условиях), начальное содержание аммиака в воздухе равно vн = 5 об.%, конечное – vк = 0,27 об.%, содержание аммиака в поступающей воде на абсорбцию равно x н = 0,2 вес.%, удельный расход поглотителя l = 1,18 кг/кг, температура поступающей воды равна 20 °С. Молекулярные веса: аммиака Мк = кг/кмоль, воздуха-носителя МG = 29 кг/кмоль, воды-носителя ML = 18 кг/кмоль. Расчет вы соты насадки произвести по числу и высоте единиц переноса.

Решение.

Количество воздуха составляет (при нормальных условиях) Vн = Vс(1 - vн) = 10000(1 – 0,05) = 9500 м3/ч.

или G = Vн.в = 9500.1,29 = 12300 кг/ч.

Расход воды составит L = l.G = 1,18.12300 = 14500 кг/ч.

Определяем относительный весовой состав газовой фазы (величину давления заме няем на пропорциональные им объемные концентрации):

Mк v Y=. ;

M G 100 v - на входе в абсорбер 17 0, Yн = = 0,0309.

.

29 1 0, - на выходе 17 0, Yк = = 0,0016.

.

29 1 0, Количество поглощенного аммиака составит:

W = G (Y н Y к ) = 12300(0,0309 0,0016) = 360 кг/ч.

Определим концентрацию аммиака в воде, поступающей на абсорбцию (в относи тельных весовых единицах):

xн 0, X2 = = 0,002.

1 xн 1 0, Конечная концентрация аммиака в воде Yн Yк 0,0309 0, Xк = Xн + = 0,002 + = 0,0268.

l 1, Определим диаметр абсорбера по уравнению расхода Vc )1 / 2.

Dа = ( 0,785 wг С этой целью рассчитаем скорость воздушного потока в абсорбере при режиме эмульгирования:

w0 f г L ( ж / в ) 0,16 ] = A B( ) 0, 25 ( г ) 0,125, lg[ ж g c ж G В качестве насадки выбираем кольца Рашига размером (50505) мм, размещенные в навал (таблица приложения 3).

Характеристики насадки: f = 90 м2/м3, = 0,785, dэ = 0,035 м.

Характеристики поглотителя (воды):

ж = 1000 кг/м3, ж = 1,0 мПа.с.

Плотность воздушной смеси г = 1,2 кг/м3.

Коэффициенты A = - 0,073, B = 1,75 (приложение 5).

w0 90 1,2 1, (1 / 1) 0,16 ] = 0,073 1,75(1,18) 0, 25 ( 3 ) 0,125.

lg[ 3 9,8 0,785 10 Отсюда получим скорость захлебывания насадки w0 = 2,65 м/с.

Расчетная скорость газа в аппарате wг = 0,75. w0 = 2,0 м/с.

Определяем диаметр абсорбера 1/ 2 1/ 4V 4. Dа =. c = = 1,29 м.

3,14.3600. w г По таблице приложения 6 принимаем Dа = l,4 м. Площадь поперечного сечения аб сорбера Sа = 0,785.Dа2 = 1,54 м2.

Уточняем рабочую скорость газа при выбранном диаметре абсорбера Vc wp = = = 1,8 м/с.

Sa 1, Определим среднюю плотность орошения насадки qор, а также вычислим минималь ную плотность орошения насадки:

qор = L/(ж.Sа) = 14500/(1000.)1,54 = 9,063 м3/(м2.ч).

Для насадочных абсорберов минимальную эффективную плотность орошения опре деляют по соотношению:

qmin = f.qэф.

Для выбранного типоразмера насадки qmin = 90.2,2.10-5.3600 = 7,13 м3/(м2.ч).

Так как qор > qmin, то qор принимаем за расчетную величину.

Высоту рабочей части определяем по уравнению:

.

H = N y h.

Для определения числа единиц переноса Ny используем графический метод. В коор динатах Y X построим рабочую и равновесную линии.

Уравнение рабочей линии:

Y = Y к + l. ( X X н ) = 0,0016 + 1,18. ( X 0,002) = 1,18. X 0,00076.

На диаграмме Y X (рис. 8) производим графическое построение рабочей линии противоточной абсорбции, которая проходит через точки А( Y н, Х к ), В( Y к, Х н ).

Рис. 8. Рабочая линия и линия равновесия для абсорбции аммиака водой.

Для построения равновесной линии используем графическую методику:

- выбираем интервал для Х = 0,002…0,03, начиная с Х = 0,03, с шагом 0,005;

- для каждого значения Х определяем температуру жидкости:

t = t2 + qд ( Х – Х 2 )/c = 20 + 2,07.106( Х – 0,002)/4,19.103 = 20 + 495 X, где qд = 2070.103 Дж/кг - дифференциальная теплота растворения аммиака в пределах из менения концентрации ( X – Х н );

c = 4190 Дж/(кг.К) - теплоемкость раствора (воды).

- определяем соответствующие величины E (таблица приложения 11);

- определяем Y для каждой t и X по формуле:

M к E. X Y* =., M н P E. X где Мк, Мн - соответственно молекулярная масса компонента и масса носителя, кг;

Р – давление в системе, мм рт. ст. (Па).

Результаты расчета сводим в табл. 1.

Таблица 1.

Данные для построения кривой равновесия 0,002 0,005 0,01 0,015 0,02 0,025 0, X t, °С 20 21,5 24 26,4 28,9 31,4 33, E, мм 605 658 742 855 945 1060 рт.ст.

0,0009 0,0025 0,0057 0,0097 0,0147 0,0212 0, Y* * Полученные значения Y и X используем для построения линии равновесия на диаграмме Y X (рис. 8).

На практике широко применяется графический метод определения числа единиц пе реноса путем построения рабочей линии и линии равновесия, а также вспомогательной линии, делящей ординаты между ними пополам. Число вписанных ступенек равно числу единиц переноса Ny.

На диаграмме Y X (рис. 9) проводим среднюю линию через точки, делящие по полам отрезки ординат между рабочей линией и линией равновесия. Строим ломаную ли нию между рабочей и равновесной линиями из точки B, характеризующей конечное со стояние газа.

Как видно из рис. 9, Ny = 6,85.

С целью определения высоты единицы переноса для газовой фазы hy (для беспоря дочных насадок) воспользуемся уравнением:

.

.

h y = 0,615. d э Re 0,345 Prг0,66, г где 4. Wг 4. G G Re г =. ;

Wг = =. 2. Prг =. г.

f г S а Dа г Dг Здесь Wг – массовая скорость газа в сечении абсорбера, кг/(м2.с);

г = 0,018.10-3 Па.с – коэффициент динамической вязкости газа-носителя (для газов с низкой концентрацией загрязняющего компонента);

G = 12300/3600 = 3,33 кг/с – массовый расход газовой фазы;

Sа = 1,54 м2 - поперечное сечение аппарата;

г = в = 1,29 кг/м3 – плотность газовой фазы;

Dг - коэффициент диффузии аммиака в воздухе, м2/с.

Рис. 9. Определение числа единиц переноса графическим методом.

Отсюда:

- величина массовой скорости газа составит величину 4.3, Wг = = 2,165 кг/(м2.с),. 3,14 1, - число Рейнольдса газовой фазы 4. 2, Re г =. = 5346.

90 0,018.10 Коэффициент диффузии аммиака в воздухе при t = 20°C определим по формуле:

3/ 2 3/ P T. 273 + 6. 1,03 = 18,9.10 6 м2/с.

D = D 0.

..

= 17 10 P T0. 1,03 10 Здесь D0 = 17.10-6 м2/с - коэффициент диффузии аммиака в воздухе при нормальных условиях (таблица приложения 7);

Р0 = 1,03.105 Па – атмосферное давление.

Определяем число Прандтля газовой фазы:

0,018.10 Pr = = 0,79.

1,29.18,9.10 Тогда h y = 0,615.0,035.5346 0,345.0,79 0,66 = 0,35 0,4 м.

Для определения высоты единицы переноса для жидкой фазы hx воспользуемся урав нением:

hx = 119.. Re 0, 25. Prж,5.

ж Здесь - приведенная толщина пленки жидкости в насадке, м:

0,33 0, ж (10 3 ) 2. = 0,5.10 4 м, = = ж g 2.

1000 9, где ж = 10-3 Па.с, ж = 1000 кг/м3 - динамическая вязкость и плотность поглотителя, со ответственно.

Определяем критерии подобия для жидкой фазы по формулам:

.

qор ж 9,063.10 3. 4.Wж =., Wж = = = 2,52 кг/(м2.с), Re ж f ж 3600 ж Prж =, ж. Dж где Dж - коэффициент диффузии аммиака в воде при t = 20 °С:

1.10 6 1 Dж = + =.

..

A1 B1 ж (v1/ 3 + v1/ 3 ) MA MB A B 1.10 6 1 + = 0,00244.10 6 м 2 / с, =..

1/ 3 1/ 3 1 4,7 1(26,7 + 14,8 ) 17 где ж = 1 спз = 1 мПа.с - динамический коэффициент вязкости жидкости;

А = 15,6 + 3.3,7 = 26,7 (для NH3), В = 2.3,7 + 7,4 = 14,8 (для воды) - мольные объемы растворенного вещества и растворителя (табл. приложения 8);

МА = 17 (для аммиака), МВ = 18 - молеку лярные массы растворенного вещества и растворителя;

А1 = 1, В1 = 4,7 – коэффициенты (табл. приложения 12).

Тогда Reж = 4.2,52/(90.1.10-3) = 112;

Prж = 1.10-3/(103/2,44.10-9) = 416,7.

Определяем число единиц переноса по жидкой фазе hх = 119.0,5.10-4.1120,25.416,70,5 = 0,4 м.

Определяем общую высоту единицы переноса h по уравнению:

h = hy + (m/l).hx = 0,4 + (0,97/1,18).0,4 = 0,73 м, 0, где m = = 0,97 - тангенс угла наклона кривой равновесия к оси X (oпределен 0, из рис. 9).

Определяем высоту рабочей части абсорбера H:

H = Nу.h = 6,85.0,73 = 5 м.

Отношение высоты насадки к диаметру аппарата должно удовлетворять условию:

H = 1,5...10.

Dа В данном примере H/Dа = 5/1,4 = 3,6, что отвечает указанному условию.

Расстояние между днищем абсорбера и насадкой составляет (1…1,5)Da, принимаем 1,5 м.

Расстояние от верха насадки до крышки абсорбера принимаем 2 м.

Тогда общая высота абсорбера составит:

На = Н + 1,5 + 2 = 5 + 1,5 + 2 = 8,5 м.

Определяем коэффициент гидравлического сопротивления сухой беспорядочной кольцевой насадки при турбулентном движении газа (Reг > 40):

16 = = = 2, Re 0, 2 5346 0, г и гидравлическое сопротивление сухого абсорбера:

H г wp 5 1,29.1,8 Pc =.

= 2,87 = 1390 Па.

.

0,035 2. 0,785 d э 2 Гидравлическое сопротивление орошаемой насадки определяем по уравнению:

n1.qор 3.

.

.

= 1390.10 5110 9, P = Pc 10 = 4003 Па.

. - где п1 = 51 10 – коэффициент (для неупорядоченных керамических колец Рашига разме ром 50 мм;

qор = 9,063 м3/(м2.ч) - плотность орошения.

6. Тарельчатые колонны Тарельчатые абсорберы обычно представляют собой вертикальные цилиндры - ко лонны, внутри которых на определенном расстоянии друг от друга по высоте колонны размещаются горизонтальные перегородки-тарелки. Тарелки служат для развития поверх ности контакта фаз при направленном движении этих фаз (жидкость течет сверху вниз, а газ проходит снизу вверх) и многократном взаимодействии жидкости и газа.

Таким образом, процесс массопереноса в тарельчатых колоннах осуществляется в основном в газожидкостных системах, создаваемых на тарелках, поэтому в таких аппара тах процесс проходит ступенчато, и тарельчатые колонны в отличие от насадочных, в ко торых массоперенос происходит непрерывно, относят к группе ступенчатых аппаратов.

На каждой тарелке, в зависимости от ее конструкции, можно поддерживать тот или иной вид движения фаз, обычно перекрестный ток или полное перемешивание жидкости.

По способу слива жидкости с тарелки абсорберы этого типа подразделяют на колон ны с тарелками со сливными устройствами и с тарелками без сливных устройств (с неор ганизованным сливом жидкости).

К тарельчатым аппаратам со сливными устройствами относятся колонны с колпач ковыми, ситчатыми, клапанными и другими тарелками. Эти тарелки имеют специальные устройства для перетока жидкости с одной тарелки на другую - сливные трубки, карманы и др. Нижние концы сливных устройств погружены в жидкость на нижерасположенных тарелках для создания гидрозатвора, предотвращающего прохождение газа через сливное устройство (рис. 10).

Жидкость подается на верхнюю тарелку, движется вдоль тарелки от одного сливного устройства к другому, перетекает с тарелки на тарелку и удаляется из нижней части аб сорбера. Переливные устройства на тарелках (рис. 11) располагают таким образом, чтобы жидкость на соседних по высоте аппарата тарелках протекала во взаимно противополож ных направлениях. Газ поступает в нижнюю часть абсорбера, проходит через прорези колпачков (в других абсорберах через отверстия, щели и т.д.) и затем попадает в слой жидкости на тарелке, высота которого регулируется в основном высотой сливного порога.

При этом газ в жидкости распределяется в виде пузырьков и струй, образуя в ней слой пе ны, в которой происходят основные процессы массо- и теплопереноса. Эта пена неста бильна, и при подходе ее к сливному устройству жидкость осветляется. Пройдя через все тарелки, газ уходит из верхней части аппарата.

Газ Жидкость Газ Жидкость Рис. 10. Схема тарельчатой колонны:

1 - тарелка, 2 – устройство для перетока жидкости, 3 - корпус.

Рис. 11. Некоторые типы - сливных устройств тарельчатых колонн:

а - однопоточное устройство со сливными перегородками 1;

б - двухпоточное устройство со сливными перегородками 1;

в - устройство для радиального направления жидкости с переливными трубами 2.

Основное влияние на эффективность тарелок любых конструкций оказывают гидро динамические условия их работы. Эти условия в значительной мере зависят от скорости газа и в существенно меньшей - от плотности орошения и физических свойств фаз. В за висимости от скорости газа различают три основных гидродинамических режима работы тарельчатых аппаратов: пузырьковый, пенный и струйный (или инжекционный). Эти ре жимы различаются структурой газожидкостного слоя на тарелке, которая в основном оп ределяет его гидравлическое сопротивление, высоту и поверхность контакта на тарелке.

Пузырьковый (барботажный) режим возникает при небольших скоростях газа, ко гда в виде отдельных пузырьков газ движется через слой жидкости. Если при этом пу зырьки газа не сливаются друг с другом, то гидродинамика такого движения (диаметр пу зырьков, скорость их всплывания) может быть описана уравнениями, полученными для всплывания одиночного пузырька. Поверхность контакта фаз в этом режиме невелика.

Пенный режим возникает при увеличении скорости газа, когда его пузырьки, выхо дящие из прорезей или отверстий, сливаются в струи, которые вследствие сопротивления барботажного слоя разрушаются (на некотором расстоянии от места истечения) с образо ванием большого числа мелких пузырьков. При этом на тарелке образуется газожидкост ная система в виде пены, которая является нестабильной и разрушается мгновенно после прекращения подачи газа. Основной поверхностью контакта фаз в такой системе является поверхность пузырьков, а также струй газа и капель жидкости над газожидкостной систе мой, которые образуются при разрушении пузырьков газа в момент их выхода из барбо тажного слоя. Поверхность контакта фаз при пенном режиме наибольшая, поэтому пен ный режим обычно является наиболее рациональным режимом работы тарельчатых аб сорберов.

Струйный (инжекционный) режим возникает при дальнейшем увеличении скорости газа, когда увеличивается длина газовых струй и наступает такой режим, при котором они выходят из газожидкостного слоя не разрушаясь, но образуя значительное количество брызг, вследствие разрушения большого числа пузырьков газа. В этом режиме поверх ность контакта фаз существенно меньше, чем в пенном.

Наиболее распространены тарелки следующих типов: колпачковые;

ситчатые;

про вальные (решетчатые);

клапанные и др.

Выбрать оптимальное контактное устройство из большого разнообразия типов таре лок довольно сложно. Приведенные ниже конструкции тарелок (рис. 12) характеризуются следующими показателями.

Ситчатые и решетчатые тарелки могут работать с высокими нагрузками по жидко сти и газу. Решетчатые тарелки обладают минимальным гидравлическим сопротивлением и минимальной металлоемкостью, удобны для монтажа, осмотра, чистки и ремонта, менее других конструкций подвержены воздействию агрессивных сред, могут работать со взве сями. Однако устойчивый режим барботажа газа через слой жидкости, находящейся на решетчатой тарелке, возможен только в узком диапазоне скоростей. Это не позволяет ис пользовать их при переменных нагрузках, что важно при обработке газовых выбросов.

Рис. 12. Конструкции тарелок колонных аппаратов:

а, б, в – колпачковая, г, д, е - ситчатая, ж, з – решетчатая (провальная).

Ситчатые и колпачковые конструкции тарелок устойчиво работают в широком диа пазоне нагрузок, но практически непригодны для очистки газов, содержащих дисперсные примеси. Они имеют худшие показатели по работе с агрессивными средами, брызгоуносу и ремонтопригодности. Колпачковые конструкции достаточно сложны в монтаже, но на дежны в эксплуатации. Они имеют максимальное гидравлическое сопротивление и тре буют повышенного количества абсорбента для создания достаточно высокого слоя погло тительной жидкости на каждой тарелке.

Рассмотрим устройство тарелок для абсорберов. Основные элементы колпачковой тарелки приведены на рис.13, а, б, в. На корпусе тарелки-круга имеются сквозные отвер стия для установки патрубка для газа. Над патрубком с коаксиальным зазором смонтиро ван колпачок. Нижние края колпачков снабжены зубцами или прорезями в виде узких вертикальных щелей.

Рис. 13, а. Конструкция однопоточных цельных колпачковых тарелок типа ТСК-I и ТСК-III.

Количество и диаметр колпачков зависит от диаметра аппарата, их размер обычно равен (80…150) мм. Колпачки устанавливают в вершинах равностороннего треугольника с шагом t = 1,3;

1,6;

1,9 d..

Верхний срез переливных труб обеспечивает заданный уровень жидкости на тарел ке. Нижним своим срезом переливная труба входит в слой жидкости на нижерасположен ной тарелке и служит гидравлическим затвором, препятствующим прохождению газа по переливным трубам.

Тарелки с одним центральным отверстием применяют, когда наблюдается опасность забивки отверстий колпачков с малым диаметром. Если такой опасности не существует, то на тарелке устанавливают несколько колпачков малого диаметра. Высота переливной трубы в зависимости от давления в аппарате должна обеспечить погружение прорезей колпачков на определенную глубину и зависит от давления в аппарате, например, при давлении в абсорбере 1 кгс/см2 глубина погружения прорезей колпачков составляет (25 50) мм.

Рис. 13, б. Конструкция однопоточных разборных колпачковых тарелок типа ТСК-Р.

Рис. 13, в. Конструкция двухпоточных разборных колпачковых тарелок типа ТСК-РЦ и ТСК-РБ.

Устройство ситчатых тарелок представлено на рис.14, а, б, в, г, д.

Рис. 14, а и 14, б. Схемы ситчатых тарелок: 1 - корпус аппарата;

2 - тарелка;

3,а - пе реливная труба;

3,6 - переливной порог.

Ситчатая тарелка — горизонтальная перегородка в форме круга, имеющая перфо рированные круглые отверстия d = (2…20) мм или щелевые отверстия шириной 4 мм.

Рис. 14, в. Ситчатая тарелка типа ТС.

Рис. 14, г. Ситчатая тарелка типов ТС-Р и ТС-Р2.

Рис. 14, д. Ситчатая тарелка типа ТС-РЦ/РБ.

Газ проходит через отверстия в тарелке, жидкость перетекает с тарелки на тарелку по переливным трубам или через переливной порог. Оптимальный размер отверстий d = (8…12) мм. Отверстия располагают в вершинах равностороннего треугольника с шагом t = (2,5…5)d. Отверстия удалены от стенок аппарата на 50 мм, от сливного стакана на мм.

Свободное сечение тарелки составляет ~ 2…15 %, высота слоя жидкости (без вспе нивания) ~ 50 мм.

Провальные решетчатые тарелки (рис. 15, а, б) выполняются в виде горизонтальных перегородок в форме круга с щелевыми отверстиями без переливных устройств (труб, по рогов).

Рис. 15, а. Решетчатая тарелка типа ТС-Р.

Рис. 15, б. Конструкция разборных решетчатых тарелок.

Газ и жидкость проходят через одни и те же отверстия тарелки противотоком. Жид кость на тарелке удерживается за счет равновесия между статическим давлением газа и гидростатическим давлением столба жидкости на тарелке. Как и ситчатые тарелки, они могут работать в узком диапазоне нагрузок.

Клапанные тарелки (рис. 16) применяют в аппаратах с целью увеличения диапазона нагрузок по газу. Принцип работы таких тарелок основан на том, что отверстия, через ко торые проходит газ, перекрыты клапанами, степень открытия которых зависит от нагруз ки по газу.

При малых нагрузках по газу клапан открывается незначительно и сечение для про хода газа также мало. По мере увеличения нагрузки клапан открывается сильнее, увели чивая свободное сечение для прохода газа.

Таким образом, скорость газа при различных нагрузках остается одинаковой, что обеспечивает устойчивую работу тарелки в широком диапазоне нагрузок без провала жидкости. Уровень жидкости на тарелке определяется высотой сливного порога над ней.

Отверстия для прохода газа могут иметь диаметр (8…35) мм, а диаметр клапанов (12…50) мм, высота поднятия клапанов составляет (6…8) мм и определяется высотой ог раничителя.

Промышленность выпускает клапанные тарелки размером от 1 до 4 м, с установкой их по высоте аппарата на расстоянии 300…900 мм.

По степени очистки выбросов от газообразных загрязнителей все конструкции таре лок примерно равнозначны.

Тарельчатые колонны имеют стандартизированный ряд диаметров от 400 до мм. Технические характеристики тарелок приведены в приложениях 13-16.

Конструкция колонны с колпачковыми тарелками приведена на рис. 17, колонны с ситчатыми тарелками - на рис. 18, колонны с ситчато-клапанными тарелками - на рис. 19.

Рис. 16. Конструкция разборных однопоточных клапанных тарелок.

Рис. 17. Колонна с колпачковыми тарелками.

Рис. 18. Колонна с ситчатыми тарелками.

Рис. 19. Колонна с ситчато-клапанными тарелками.

7. Расчет тарельчатых абсорберов Расчеты тарельчатых абсорберов могут выполняться в следующем порядке:

1. Определяют состав и расход отбросных газов, составляют материальный баланс.

2. Строят равновесную и рабочую линии процесса, определяют расход поглотитель ной жидкости.

3. Определяют движущую силу процесса.

В оценочных расчетах при низких концентрациях поглощаемых компонентов пре небрегают продольным перемешиванием жидкости и газа, уносом, ступенчатостью про цесса и другими факторами. Для вычисления средней движущей силы процесса исполь зуют модель идеального вытеснения и те же соотношения, что и в предыдущем случае.

4. Вид уравнения для нахождения оптимальной скорости газового потока зависит от типа тарелки, конструкцию которой подбирают исходя из технико-экономических и дру гих соображений.

Для провальных конструкций тарелок оптимальную скорость рекомендуется опре делять по соотношению:

[w / (g d f )]( [ ], )( ) = C 0 exp - 4(L / G ) 2 0,16 0, / ж ж / в. 0 э св г где f св - свободное сечение тарелки, м2/м2;

С 0 - коэффициент, равный 3 для нижнего и 10 для верхнего пределов нормальной работы тарелки.

В процессе эксплуатации возможны значительные колебания расхода газа. Поэтому рекомендуется принимать средние значения коэффициента С 0.

Для ситчатых тарелок скорость газового потока определяют по уравнению:

w 0 = 0,05( ж / г ) 0, м/с.

Для колпачковых тарелок предельную скорость рекомендуется определять по урав нению:

( ) 0, w 0 = 0,0155d к 0,67 h. ж / г м/с, где d к - диаметр колпачка, м;

h - расстояние между тарелками за вычетом высоты кол пачка hк, м.

По скорости газа w0, м/с, и объемному расходу газовой смеси Vc, м3/с, подсчиты вают диаметр колонны абсорбера. Затем выбирают ближайший диаметр D из нормализо ванного ряда колонн (приложение ) и определяют рабочую скорость w р. Для провальных тарелок по уточненной скорости пересчитывают принятое ранее значение С 0 :

C р = C 0 (w р / w 0 ).

5. Определение высоты светлого слоя жидкости hж.

Высоту светлого (неаэрированного) слоя жидкости на тарелке hж, м, можно найти из выражения:

hж = (1 )h п, где - газосодержание (“порозность”) слоя жидкости на тарелке, м3/ м3;

h п - высота га зожидкостного слоя (вспененной жидкости), м.

Для провальных тарелок высоту впененной жидкости определяют из выражения:

hп = wсв ( g Fr ) = (w р f св ) (g Fr ), где Fr = w 2 / (g h п ) - критерий Фруда;

w = w р / f св - скорость газового потока, вычис р ленная по свободному сечению тарелки, м/c.

Плотность орошения q ор провальных тарелок без переливных устройств можно подсчитать по соотношению:

( ) () q ор = L / ж 0,785. D а, м3 / м 2с.

Газосодержание барботажного слоя провальных тарелок находят по выражению [ ] = 1 0,21 / (Fr 0,2 f св ).

0, Для барботажных тарелок других конструкций:

= Fr 0,5 / (1 + Fr 0,5 ), где критерий Фруда Fr подсчитывается по рабочей скорости газового потока в колонне w р, м/с.

Высоту пены, т.е. газожидкостной смеси (м), образующейся на тарелке (колпачко вой, клапанной и ситчатой), можно ориентировочно оценить по формуле k (k 3 w г г + k 4 hсл + hпор ), hп = 0, где hсл – высота подпора жидкости над сливным порогом, м;

hпор – высота сливного по рога на тарелке, м.

Значения входящих в это уравнение коэффициентов k 2, k 3, k 4 приведены в табл. 2.

Таблица 2.

Значения коэффициентов уравнения (7.) k1.

k3. Тип тарелки k2 k4 n Колпачковая 23,0 0,23 4,4 4,6 1, Клапанная 5,5 0,17 5,9 2,2 1, Ситчатая 6,2 0,42 8,5 2,7 1, Высота подпора жидкости над сливным порогом (м):

Vж 0, hсл = 0,68( ), где Vж – действительный расход жидкости, протекающей через переливное устройство, м3/с;

? – периметр слива (длина сливного порога), м.

С учетом жидкости, переносимой газом на вышележащую тарелку, действительный расход жидкости в переливном устройстве равен Gг U ж V ж = Wж +, ж где относительный унос жидкости на вышележащую тарелку можно рассчитать по урав нению wр k ) n1, Uж = ( Hт h п где значения k1 и n1 приведены в табл. 7.1.

Высота сливного порога на колпачковых тарелках hпор = hг.б hсл + hпр + h у, где hг.б – высота глубины барботажа, м;

hпр – высота прорези в колпачке, м;

hу = 0… мм – высота установки колпачка (расстояние от тарелки до нижнего торца колпачка).

При расчетном значении hпор < 45 мм следует принимать hпор = 45 мм.

Глубину барботажа (м) можно рассчитать по формуле 0, ) P 0,35, hг.б = ( ж где Р – абсолютное давление в колонне, Па.

Высота сливного порога на клапанных и ситчатых тарелках hпор = hг.б hсл.

Высоту открытия прорези колпачка можно рассчитать по уравнению Vг 2 г ]1 / 3, hпр = 0,46[( ) m z b ж г где Vг – расход газа в колонне, м3/c;

m – количество колпачков на тарелке (см. табл. При ложения);

z – количество прорезей в одном колпачке;

b – расчетная ширина прорези (см.

табл. 3).

Таблица 3.

Расчетная ширина b прорезей в колпачках Форма колпачка и прорези Ширина прорези (мм) при высоте прорези hпр, мм 15 20 25 30 Капсульный, прямоугольная - 4,0 4,0 4,0 Капсульный, трапецеидальная 5,31 5,75 - 6,75 Желобчатый, трапецеидальная - 8,25 7,8 7,37 S-образный, трапецеидальная - - - - 16, В стальных капсульных (круглых) колпачках количество прорезей следующее (см.

табл. 4).

Таблица 4.

Диаметр колпачка Dк, мм 60 80 100 Количество прорезей z 16 20 26 В желобчатых колпачках z = 130 lк, в S-образных элементах z = 40 lк, где lк – длина колпачка, м.

Для колпачковых тарелок предлагается находить h ж из выражения:

h ж = 0,0419 + 0,19 h 1 0,0135 w р г + 2,46 q л, где h1 - высота переливной перегородки, м.

Линейная плотность орошения q л, м3/c, подсчитывается следующим образом:

q л = Vж / l где Vж - объемный расход жидкости, м3/с;

l – периметр слива (длина переливной перего родки), м.

Для ситчатых тарелок высота h ж равна:

h ж = 0,787 q л, 2 h 1 w n [1 0,31 exp(- 0,11 ж )]( ж / в ) 0, 0 0,.

p Показатель степени n в этом уравнении может изменяться в пределах (0,05 - 4,6)h1, а высота сливной перегородки h1 - в пределах 0,015...0,04 м. Значение коэффициента дина мической вязкости поглотителя ж принимают в мПа с, а поверхностное натяжение погло тителя ж, и стандартной жидкости в (воды при t = 20°C) - в мН/м.

6. Определение коэффициентов массоотдачи.

Рекомендуется определять коэффициенты массоотдачи по обобщенному критери альному уравнению для любых типов барботажных тарелок:

Nu ж = K Pe (ж, г ) [ г / ( ж + г )] (h ж / l ) 0, 0, где K - эмпирический коэффициент, l - характерный линейный размер, м.

Коэффициент K в этом уравнении зависит от типа тарелки;

за линейный размер l принимается средний диаметр пузырька или струи газа при барботаже через слой жидко сти.

Диффузионные критерии Нуссельта и Пекле для газовой и жидкой фазы определя ются следующими соотношениями:

Nu г = y l / (D г f св );

Nu ж = x l / D ж ;

Pe ж = q ор l /[(1 )D ж ], Pe г = w р l/ ( D г );

где y, x - фазовые коэффициенты массоотдачи, отнесенные к единице рабочей площади тарелки, м/с.

Принимая линейный размер в турбулентном режиме постоянным, предлагается уп рощенные выражения для подсчета коэффициентов массоотдачи:

y = 6,24 10 5 h ж D г w p г [ ( ж + г )] м/с, x = 6,24 10 5 h ж D ж q ор г /[(1 )( ж + г )] м/с.

7. Определяют коэффициент массопередачи.

Коэффициенты массопередачи Kх, Kу, отнесенные к единице рабочей площади та релки, определяются с использованием значений фазовых коэффициентов массоотдачи по соотношениям:

m 1 1 K y =( + Kx =( + );

).

y x my x Из основного уравнения массопередачи определяют суммарную рабочую поверх ность и число тарелок:

j j Fт = =, K y Yср K x X ср где поток массы загрязнителя М из газовой фазы в жидкую фазу определяется по уравне нию материального баланса:

M = G (Yн Yк ) = L( X к X н ).

Число тарелок абсорбера nт находят из соотношения:

Nт = Fт/f1, где f1 - рабочая площадь одной тарелки, м.

Для тарелок с перетоками рабочую площадь принимают меньше общей площади на величину, занятую переливными устройствами:

f1 =.0,785.Dа2, м2, где - доля рабочей площади тарелки, м2/м2;

Dа – диаметр колонны, м.

Для провальных тарелок можно принять = 1 и считать рабочую площадь равной площади сечения колонны.

9. Определяют высоту абсорбера.

Расстояния от верхней тарелки до крышки абсорбера и от днища до нижней тарелки принимают исходя из тех же соображений, что и для насадочных абсорберов.

Расстояние между тарелками выбирают из следующего ряда размеров, мм: 200, 250, 300, 350, 400, 450, 500, 600, 700, 800, 900, 1000, 1200. Находят его из условия допустимого брызгоуноса qж с газовым потоком от тарелки к тарелке, который можно принимать не выше 0,1 кг жидкости на 1 кг газового потока, для чего необходимо соблюдение соотно шения:

hт hп + hс, м, где hс - высота сепарационного пространства, м.

Высоту сепарационного пространства для провальных и клапанных тарелок находят из уравнения:

[ ] n h c = A 2 ( ж / ж ) w m / q ж 1. м, p где ж - поверхностное натяжение поглотительной жидкости, мН/м;

А, m, n - эмпирические параметры, зависящие от типа тарелки (таблица 5) Таблица 5.

Тип тарелки A m n 7,91·10- Провальная (дырчатая, решетчатая и др.) 2,56 0, 4,80·10- Клапанная или балластная 2,15 0, Для ситчатых тарелок величину h c находят из уравнения:

h c = 0,407 w p / ( ж q ж ) 0,, ж выражена в мН/м.

где величина Для колпачковых тарелок hc можно найти с помощью графика рис. 20. С этой целью вначале необходимо подсчитать величину B по выражению:

B = w р г / ж.

Затем, найдя по графику значение параметра hж, можно вычислить высоту сепара ционного пространства из уравнения:

[ )] ( 0, h c = 0,4236 A f 1 / q ж G ж 0, 4, м.

где величина G выражена в кг/час.

Рис. 20. Зависимость коэффициента A от параметра B.

10. Определяют гидравлическое сопротивление тарелок.

Гидравлические сопротивление Nт тарелок абсорбера определяется из выражения:

p = т p 1, где p 1 = p c + p п + p - гидравлическое сопротивление одной тарелки, Па;

p c гидравлическое сопротивление сухой (неорошаемой) тарелки, Па;

p п - гидравлическое сопротивление слоя пены на тарелке, Па;

p - гидравлическое сопротивление, Па, зави сящие от поверхностного натяжения жидкости.

Гидравлическое сопротивление (Па) сухой (неорошаемой) тарелки определяется по уравнению:

( ) p c = w 2 г / 2 f св, p где коэффициент гидравлического сопротивления для сухих тарелок колпачкового ти па принимают в пределах 4…5, клапанного – 3…4, ситчатого и провального со щелевыми отверстиями – 1,1…2.

Гидравлическое сопротивление (Па), обусловленное силами поверхностного натя жения:

p п = g ж h ж.

Гидравлическое сопротивление (Па), обусловленное силами поверхностного натя жения, определяется по формуле:

p п = 4 10 3 ж /d э, ж - поверхностное натяжение поглотительной жидкости, мН/м.

где Пример 2. Выполнить расчет параметров процесса абсорбции аммиака из отбросно го газа и подобрать абсорбер. Температура отбросных газов 25 оС, давление газов перед абсорбером атмосферное, процесс – изотермический. Расход отбросных газов Vc.н = 4, м3/с (при нормальных условиях), начальная концентрация аммиака в газовой смеси Cн = 0,0049 кг/м3. Плотность газа при 25 оС г = 1,29 кг/м3. Поглотительная жидкость - вода, содержание аммиака в поступающей воде Хн = 0. Конечная концентрация аммиака в от бросных газах не должна превышать 1000 ПДКСС, (cанитарно-гигиенические нормативы по содержанию аммиака в воздухе ПДКсс = 0,04 мг/м3 (cтепень очистки отбросных газов от NH3 = 99,2%.). Расчет массообменных характеристик произвести по основному урав нению массопередачи.

Рассмотреть варианты очистки отбросных газов в насадочном и тарельчатом абсор берах.

Поскольку аммиак относится к хорошо растворимым в воде газам (растворимость при температуре 20 °С равна 526 г/л), в качестве абсорбента принимаем воду.

Сведем справочные данные по аммиаку, отбросным газом (воздух) и поглотителю в таблицу 6.

Таблица 6.

, Па с, Н/м 250 C, t кип,oC 0, Среда М, кг/кмоль кг/м3 кг/м Аммиак 17 0,771 -33, 18,410- Воздух 29 1, 89410-6 7210- Вода 18 1000 997 Определим некоторые физические параметры поглотителя и отбросных газов:

ж = 10 3 Па.с;

г = 1,29 кг/м3.

Вариант 1. Расчет параметров очистки газовых выбросов в абсорбере тарельчатого типа.

1. Определяем расходы ингредиентов отбросных газов в нормальных условиях.

Вычисляем массовый расход аммиака на входе отбросных газов в абсорбер:

Wн = Vc.н·Cн.y = 4,2·0,0049 = 0,0206 кг/с.

Концентрация аммиака на входе в объемных процентах:

vн = Сн.y.22,4.100%/MNH3 = 0,0049·22,4·100/17 = 0,6445%.

Плотность отбросного воздуха на входе в абсорбер:

с.н = (0.NH3.vн/100%) + [0.в(100% - vн)/100%] = (0,771.0,6445/100) + (1,29.0,99,3555/100) = 1,29 кг/м3.

Массовый расход отбросных газов на входе:

Gн = Vc.н·c.н = 4,2·1,2896 = 5,4165 кг/с.

Массовый и объемный расходы воздуха:

Gв = Gн – Wн = 5,4165 - 0,0206 = 5,396 кг/с;

Vв = Gв/0 = 5,396/1,29 = 4,173 м3/с.

Концентрация аммиака на выходе в объемных процентах:

vк = Ск.y.22,4.100%/MNH3 = 0,00004·22,4·100/17,03 = 0,00526 % об.

Объемный расход отбросных газов на выходе:

Vс.к = Vв ·100%/(100% - vк) = 4,173.100/(100 - 0,00526) = 4,173 м3/c.

Средний объемный расход отбросных газов в колонне:

Vс = (Vс.н + Vс.к ) / 2 = (4,2 + 4,173) / 2 = 4,187 м /с.

Плотность отбросных газов на выходе:

с.к = (0.NH3. vк/100%) + [0.в(100% - vк)/100%] = (0,771·0,00526/100) + (1,29·99,995/100) = 1,293 кг/м3.

Массовый расход отбросных газов и аммиака на выходе:

Gк = Vс.к · с.к = 4,173·1,293 = 5,396 кг/с.

Wк = Gк - Gв = 5,396 - 5,3959 = 0,00017 кг/с.

Производительность абсорбера по NH3 (т.e. количество аммиака, поглощаемого в абсорбере, или поток массы аммиака из газовой фазы в жидкую):

W NH 3 = Wн Wк = 0,0206 0,00017 = 0,0204 кг/с.

Поток массы улавливаемого аммиака в киломолях:

W NH 3 = W NH 3 / M NH 3 = 0,0204 / 17 = 0,0012 кмоль/с.

Подсчитаем средний массовый расход отбросных газов:

G c = (G н + G к ) / 2 = (5,41 + 5,396 ) / 2 = 5,4 кг/с.

Вычислим также конечную объемную массовую концентрацию NH3 в поглотителе (жидкой смеси Ж.С.):

C к. x = ж W NH 3 /( L + W NH 3 ) = 997. 0,0204 /(7,66 + 0,0204) = 2, кгNH3/м3 Ж.С.

2. Представляем концентрации загрязнителя в относительных мольных (Y, Х) и отно сительных массовых (Y, X ) единицах (мольных и массовых долях). Для этого мольные и массовые расходы аммиака относим к соответствующим расходам ингредиента, не пре терпевающего количественных изменений в процессе. Таким ингредиентом газовой фазы является чистый воздух, а жидкой - чистая вода.

Yн = Wн M в /(G в M NH 3 ) = 0,0206 29 / (5,396 17 ) = 0, кмоль NH3/кмоль воздуха.

Y н = Wн / Gв = 0,0206 / 5,396 = 0,0038 кг/NH3/кг воздуха.

Yк = Wк M в /(G в M NH 3 ) = 0,00017 29 / (5,396 17 ) = 0,53 10 кмоль NH3/кмоль воздуха.

Y к = Wк / G в = 0,00017 / 5,396 = 0,31 10 4 кг NH3/кг воздуха.

Линия равновесия аммиачного раствора в общем случае не аппроксимируется пря мой, что предположительно связано с изменением растворимости вследствие выделения тепла в зонах межфазового перехода и их перегрева. Поэтому действительная скорость процесса не совпадает с вычисленной скоростью физической абсорбции для условия рав новесия при средней температуре процесса.

В области низких концентраций можно пренебречь выделениями тепла и считать процесс изотермическим, а уравнение зависимости равновесных концентраций аммиака в жидкой и газовой фазах представить в виде:

Y* = m X, где Y* - равновесное с концентрацией X, кмоль NH3/кмоль H2O, содержание аммиака в га зовой фазе, кмоль NH3/кмоль воздуха;

m- коэффициент распределения.

При концентрациях аммиака в воде до 3 кмоль/м3 констант фазового равновесия можно определить по эмпирической зависимости:

lg = 9,705 - (1922/T ), (5.174) где представлено в Па•м3 H2O/кмоль NH3. Вычисленные по этой зависимости значения коэффициента Генри Е, МПа•кмоль H2O/кмоль NH3, приведены в приложениях (табл.

приложения). При 25 °С, давлении p = 0,101 МПа значение коэффициента Генри состав ляет 0,1 МПа•кмоль H2O/кмоль NH3.

Вычислим коэффициент распределения, выраженный в мольных долях:

m = E/P = 0,1/0,101 = 0,987 кмоль H2O/кмоль NH3, По уравнению Y * = 0,987 X построим линию равновесия (прямая ОАn, рис. 21, а) и найдем максимально возможную (конечную) равновесную концентрацию X *, кмоль к NH3/кмоль H2O, аммиака в воде, покидающей абсорбер. Она равновесна c концентрацией Yн (кмоль NH3/кмоль воздуха) аммиака, поступающего с отбросными газами в абсорбер:

* X к = Yн / 0,987 = 0,0066 кмоль NH3/кмоль H2O.

Выразим эту величину в относительных массовых единицах:

* * X к = X к M NH 3 / M H 2O = 0,0066 17 / 18 = 0, кг NH3/кг H2O.

Вычислим коэффициент распределения, выраженный в массовых долях:

* m = Y н / X к = 0,0038 / 0,0062 = 0,613 кг H2O/кг NH3.

Рис. 21. Фазовые диаграммы в относительных мольных и массовых концентрациях аммиака в фазах.

По максимально возможной концентрации аммиака в воде можно вычислить теоре тический минимальный расход поглотителя:

) ( Lmin = W NH 3 / X к X н = 0,0204 / (0,0062 0 ) = 3,282 кг/с.

* Так как конечная концентрация поглощаемого компонента должна быть достаточно низкой, для интенсификации процесса принимаем значение избытка поглотителя, превы шающее его теоретический расход в 2,33 раза (для технологических абсорберов избыток поглотителя принимается до 70…90%):

L = 2,33. Lmin = 2,33. 3,282 = 7,66 кг/с (или 27,5 т/ч).

Найдем действительную конечную концентрацию аммиака в воде, удаляемой из аб сорбера, представив ее в относительных массовых ( X ) и мольных ( X ) долях.

X к = (W NH 3 / L) + X н = (0,0204 / 7,66 ) + 0 = 0, кг NH3/кг H2O, ( ) Х к = Х к M H 2O / M NH 3 + X н = (0,0027 18 / 17 ) + 0 = 0,0028 кмоль NH3/кмоль H2O.

По значениям концентраций Х * и Yн строим линию равновесия ОАg, а по значе к ниям Х к и Y н - рабочую линию Вg Eg процесса в относительных массовых координатах (рис. 21,б).

По линиям равновесия находим равновесные концентрации аммиака в отбросных га * зах Y н и Yн* соответствующие количеству аммиака в удаляемой воде Х к и Х к при дей ствительном расходе поглотителя:

) ( Y н = m Х к = Y н / Х к Х к = (0,0038 / 0,0062 ) 0,0027 = 0, * * кг NH3/кг H2O, Yн* = mX к = 0,987 0,0028 = 0,0028 кмоль NH3/кмоль воздуха.

3. Определяем среднюю движущую силу массопередачи по газовой фазе:

Большее значение движущей силы Yб определяется действительной Y н и равно * весной Y н концентрациями NH3 на входе газов в абсорбер. В относительно массовых до лях:

* Y б = Y н Y н = 0,0038 0,0016 = 0,0022 кг NH3/кг воздуха.

Меньшее значение движущей силы Y м находим по конечным концентрациям Y к * иY к :

* Y м = Yк Y к = 0,31 10 4 0 = 0,31 10 4 кгNH3/кг воздуха.

Средняя движущая сила массопередачи в относительных долях:

Y ср = (Y б Y м ) / ln(Yб / Y м ) = = (0,0022 0,000031) /[ln(0,0022/0,000031)] = 5,06 10 кг NH3/кг воздуха.

Средняя движущая сила массопередачи в относительных мольных долях:

ср = (Yб Y м ) / ln(Yб / Y м ) = (0,0037 0,00005) / /[ln(0,0037/0,00005)] = 8,61 10 кмоль NH3/кмоль воздуха 4. Определяем скорости газового потока. Среди разнообразия типовых конструкций тарелок подобрать оптимальный вариант для очистного аппарата достаточно сложно, так как все они разработаны применительно к технологическим абсорберам. Для условий рас сматриваемой задачи можно остановиться на провальной дырчатой конструкции вследст вие ее простоты и удобства эксплуатации. При этом обязательным условием должно быть точное соблюдение рабочей скорости газового потока, соответствующей оптимальной скорости.

Значение оптимальной скорости w0 находим, приняв предварительно С0 = 8, эквива лентный диаметр отверстия тарелки dэкв = 0,005 м и свободное относительное сечение та релки fсв = 0,2 м2/м2:

[ w0 /( g. d э f св )]. ( г / ж ). ( ж / в ) 0,16 = 8 exp[4( L / G ) 0, 25 ( г / ж ) 0,125 = 2 [( )] ( ) = w0 9,81 0,005 0,2 2 (1,29 997 ) 894 10 6 1000 10 0, = [ ];

= 8 exp 4(7,66 5,406 ) (1,29 997 ) 0, 25 0, Отсюда получим значение скорости газа в колонне:

w0 = 1,357 м/с.

Определяем диаметр абсорбера:

4 4, 4 Vc Dа = = = 1,982 м.

w0 3,14 1, Принимаем стандартный диаметр колонны D а = 2000 мм, уточняем рабочую ско рость газового потока:

4. V 4 4, wр = = = 1,333 м/c.

D. 2 3,14 и коэффициента C :

C р = C 0 ( w р / w0 ) = 8(1,333 1,357 ) = 7,74.

5. Определяем высоту светлого (неаэрированного) слоя жидкости.

Рассчитываем плотность орошения:

( ).

q ор = L /( ж 0,785. Dа ) = 7,66 997 0,785 2 2 = 0,0024 м /(м с).

2 3 Находим величину критерия Фруда Fr :

.

0,011. C р ж q ор ж ж 0, 6 Fr = = [ ] г g. ( ) 0, 0,011 7,74 997 0,00245 6 894 10 6 = = 81, ( ) 3 1,29 9,81 72 и подсчитываем высоту слоя вспененной жидкости hп :

hп = wсв ( g Fr ) = (w р f св ) (g Fr ) = (1,333 0,2 )2 (9,81 81,52 ) = 0, м.

:

Определяем газосодержание барботажного слоя = 1 0,21 /( Fr 0, 2. f св,5 ) = 1 0,21 (81,52 0, 2 0,2 0,5 ) = 0,8 м3/м3.

Находим высоту светлого слоя hж на тарелке:

hж = (1 ). hп = (1 0,8) 0,0555 = 0,011 м.

6. Вычисляем фазовые коэффициенты массоотдачи:

..

Dг w р г y = 6,24 10 hж. 5.

= ( ж + г ) м/с;

6....

23,3 10 1,333 18,4 = 6,24 10 5 0,011 = 5, 0,8(894 + 18,4)10..

D ж q ор г x = 6,24 10 hж. 5.

= (1 )( ж + г ) м/с.

9....

1,98 10 0,00245 18,4 = 6,24 10 5 0,011 = 0, (1 0,8)(894 + 18,4)10 y и x, м/с, вычисленные с помощью кри Фазовые коэффициенты массоотдачи териальных зависимостей, по определению, представляют количество киломолей газооб разного компонента, переходящего в жидкую фазу за 1 с на площади контакта 1 м2 при единичной средней движущей силе, выраженной объемной мольной концентрацией аб сорбируемого компонента в соответствующей фазе. Сообразно с этим определением за пишем коэффициенты массообмена с развернутыми (представленными в полном виде) единицами измерений:

y = 5,945 кмоль NH3/[м2.с.(кмоль NH3/м3 Г.С.)], и x = 0,0048 кмоль NH3/[м2.с.(кмоль NH3/м3 Ж.С.)].

Другие параметры уравнения массопередачи, необходимые для определения тре буемой поверхности массообмена, были подсчитаны в относительных мольных и массо вых долях.

Приведем к таким же единицам и значения фазовых коэффициентов массоотдачи (приложение 9).

Вычисляем средние массовые концентрации загрязнителя в газовой C y и жидкой C х фазах:

C ср. у = (C н. у + C к. у ) / 2 = (0,0049 + 0,00004) / 2 = 0,0025 кг NH3/м Г.С.

C ср. x = (C н. x + C к. x ) / 2 = (0 + 2,6494) / 2 = 1,325 кг NH3/м Ж.С.

Определим фазовые коэффициенты массоотдачи в мольных и массовых единицах на единицу движущей силы, выраженной в относительных мольных и массовых долях соот ветственно:

y Y = y ( г С ср. у ) / M возд = 5,945.(1,29 – 0,0025) = 0, кмоль NH3 [м2.с.(кмоль NH3 кмоль воздуха)];

х Х = x ( ж C ср. x ) M H 2O = 0,0048 (997 1,325 ) 18 = 0, кмоль NH3 [м2 с.(кмоль NH3 кмоль H2O)];

y Y = y ( г C ср. y ) = 5,945 (1,29 0,0025) = 7, кг NH3 [м2.с.(кг NH3 кг воздуха)];

х Х = x ( ж C ср. x ) M H 2O = 0,0048 (997 1,325) 18 = 4, кг NH3 [м2.с.(кг NH3 кг воздуха)].

Полученные фазовые коэффициенты массоотдачи отнесены к 1 м2 площади поверх ности тарелок.

7. Подсчитываем значения коэффициента массопередачи в мольных и массовых единицах по формуле:

1 Kу = = = 0, 1 m 1 0, + + y x 0,264 0, кмоль NH3 [м2.с.(кмоль NH3 кмоль воздуха)];

1 Kу = = = 3, 1 m 1 0, + + y x 7,66 4, кг NH3 [м2.с.(кг NH3 кг воздуха)].

Коэффициенты массопередачи K y и K y, как и фазовые коэффициенты массоотда чи, отнесены к единице площади поверхности тарелок.

8. Определяем суммарную поверхность тарелок Fт :

W NH 3 0,0012 Fт = = = 10,48 м или...

K y Yср 0,133 8,61 W NH 3 0,0204 Fm = = = 10,48 м.

...

K y Y ср 3,853 5,06 Рабочую площадь одной провальной тарелки можно принять равной = 0,9 (90%) площади сечения колонны:

f 1 = 0,785. Dа = 0,785 2 2 0,9 = 2,826 м.

2 Необходимое число тарелок:

N т = Fт / f 1 = 10,48 / 2,83 = 3,7 4.

9. Находим высоту сепарационного пространства при брызгоуносе qж не более 0, кг/кг. Значения коэффициентов;

A = 7,91.10-6;

m = 2,56;

n = 0,391 принимаем по таблице 7.4.

m ж 1,1 w р n 2, 6 997 1,1 1,..

)]0,391 = 0,103 м.

hc = [ A ( ] = [7,91 10 ( ) )( qж 72 0, Находим расстояние между тарелками:

hт hп + hс = 0,0555 + 0,103 = 0,1585 м.

Принимаем ближайшее по размерному ряду расстояние hт = 200 мм. Таким образом, высота части колонны, занятой тарелками, составит (Nт -1).hт = (4 - 1).200 = 600 мм.

Добавив к полученному расстоянию по 3 м сверху и снизу колонны, получим ее об щую высоту На = 6,6 м с массой тарелок:

m = m1.Nт = 200.4 = 800 кг, где m1 = 200 кг – масса одной решетчатой провальной тарелки.

10. Определяем гидравлическое сопротивление сухой провальной тарелки, приняв для нее = 2 :

Pс =. ( w р / f св ) 2 г / 2 = 2 (1,333 / 0,2) 2 1,29 / 2 = 57,4 Па.

Гидравлическое сопротивление слоя жидкости на тарелке:

.

Pж = g. ж hж = 9,81 997 0,011 = 105,6 Па.

Гидравлическое сопротивление, обусловленное силами поверхностного натяжения:

P = 4. / d экв = 4. 72.10 3 / 0,005 = 57,6 Па.

Сопротивление одной орошаемой тарелки находим как вычисленных ранее сопро тивлений:

P1 = P + Pж + Pс = 57,6 + 105,6 + 57,4 = 220,6 Па.

Гидравлическое сопротивление всех тарелок абсорбера составит:

P = N. P1 = 4. 220,6 882 Па.

Вариант 2. Расчет параметров насадочного абсорбера П.п. 1, 2, 3 - определение количества ингредиентов отбросных газов, построение равновесной и рабочей линии процесса и определение движущей силы массопередачи см. п.п.1, 2,3 предыдущего варианта расчета.

4. Выбираем в качестве насадочных элементов седла “Инталокс” с размером элемен тов 50 мм.

Выписываем параметры насадочных элементов:

D э = 0,027 м, = 0,79 м3/м3;

f = 118 м2/м3;

= 530 г/м3, (приложение 3);

А = 0,58;

В = 1,04 (приложение 5 ).

Найдем предельную скорость газового потока w0:

w 2 118 1,29 0,894 10 3 0. w0 f г ж 0, = ) ] = lg lg[ ( )( 9,81 0,77 997 1 10 9,81 ж в 3 0, 25 0, 7,6635 1, = 0,58 1,04 5,4063 996, Отсюда w0 = 2,058 м/с.

Принимаем скорость газового потока wг в пределах 75% от w0. Таким образом, w г = 0,75 w0 = 0,75 2,058 = 1,543 м/с.

Диаметр колонны:

4 Vc 4 4, Dа = = = 1,859 м.

w 3,14 1, По таблице приложения 6 принимаем стандартный диаметр колонны 1800 мм и уточняем рабочую скорость газового потока wр:

( ) ( ) w р = 4 Vс /. Dа = 4 4,187 / 3,14 1,8 2 = 1,646 м/с.

Рабочая скорость не превышает 80% от предельной, что допустимо. Поэтому остав ляем принятое значение диаметра колонны.

5. Плотность орошения:

( ) q ор = L /( ж 0,785 D 2 ) = 7,66 / 997 0,785 1,8 2 = 0,003 м /(м •с).

3 Минимальная величина плотности орошения:

q min = f. q лин = 118 2,2 10 5 2,6 10 3 = 0,0026 м /(м с).

3 2.

Поскольку q ор > q min, принимаем коэффициент смачиваемости насадки равным единице ( = 1).

6. Находим из таблице (приложение 7) коэффициенты диффузии аммиака в газовой и жидкой фазе при температуре 20°С и пересчитываем их значения для рабочей темпера туры:

Dг = Dг.0 ( P0 / P)(T / T0 ) = 22,7 10 6 (298 / 293) = 23,3 10 6 м /с.

1,5 Dж = Dж.0 [1 + 0,02(t t 0 ] = 1,8 10 9 [1 + 0,02(25 20 )] = 1,98 10 9 м2с.

Вычисляем критерий Рейнольдса в насадке Re г и диффузионный критерий Прандт ля Prг для газовой фазы:

( ) Re г = w р d э г /( г ) = 1,646 0,027 1,29 / 18,4 10 6 0,79 = ( ) Prг = г /( г D г ) = 18,4 10 6 / 1,29 23,3 10 6 = 0,612.

Находим Nu г для абсорберов с неупорядоченной насадкой:

Nu г = 0,407 Re 0,655 Prг0,33 = 0,407 3948 0,655 0,612 0,33 = 78, г Вычисляем коэффициент массоотдачи по газовой фазе:

y = Nu г D г / d э = 78,5 23,3 10 6 / 0,027 = 0,0677 м/с.

Prж по Критерий Рейнольдса в насадке Re ж и диффузионный критерий Прандтля жидкой фазе:

.

Re ж = 4 L /(0,785. D 2 f.. ж ) = ( ) = 4 7,66 / 0,785 1,8 2 118 1 894 10 6 = 114,2, ( ) Prж = ж /( ж D ж ) = 894 10 6 / 997 1,98 10 9 = 452,8.

равна:

“Приведенная” толщина пленки жидкости [ ] = [ ж / ж g ] 0,33 = (894 10 6 ) / (997 2 9,81) 0, = 0,48 10 4 м.

2 Определяем величину Nu ж :

Nu ж = 0,0021 Re 0,75 Prж,5 = 0,0021 114,2 0,75 452,8 0,5 = 1,56.

ж x :

Коэффициент массоотдачи в жидкой фазе x = Nu ж D ж / = 1,56 1,98 10 9 / (0,48 10 4 ) = 6,44 10 5 м/с.

Как и в предыдущем варианте расчета, определим фазовые коэффициенты массоот дачи в мольных и массовых единицах на единицу движущей силы, выраженной в относи тельных мольных и массовых долях соответственно.

y и х в киломолях NH3, отнесенных к единичным движущим силам Представим в соответствующих фазах, выраженным в относительных мольных долях (приложение 9):

y Y = y ( г C ср. у ) / M возд = 0,0677(1,29 0,0025) / 29 = 0, кмоль NH3 [м2.с.(кмоль NH3 кмоль воздуха)];

x X = x ( ж С ср. х ) / M Н 2О = 6,44.10 5 (997 1,325) / 18 = 0, кмоль NH3 [м2.с.(кмоль NH3 кмоль H2O)].

y и x в киломолях NH3, отнесенных к единичной движущей силе, Представим выраженной в относительных массовых долях:

y Y = y ( г C ср. у ) / M NH 3 = 0,0677(1,29 0,0025) / 17 = 0, кмоль NH3 [м2.с.(кг NH3 кг воздуха)];

x X = x ( ж C ср. х ) / M NH 3 = 6,44 10 5 (997 1,325) 17 = 0, кмоль NH3 [м2.с.(кг NH3 кг H2O)].

y и x в килограммах NH3, отнесенных к едини-чной движущей си Представим ле, выраженной в относительных массовых долях:* y Y = y Y M NH 3 = 0,005.17 = 0, кг NH3 [м2.с.(кг NH3 кг воздуха)];

x X = x X M NH 3 = 0,0038.17 = 0, кг NH3 [м2.с.(кг NH3 кг H2O)].

В соответствии с определением, приведенным в п.6 предыдущего варианта расчета, фазовые коэффициенты массоотдачи отнесены к 1 м2 площади поверхности тарелок.

7. Вычислим значения коэффициента массопередачи в мольных и массовых едини цах:

1 m = 1 1 + 0,987 = 0, Ky =1 + x 0,003 0, y кмоль NH3 [м2.с.(кмоль NH3 кмоль воздуха)];

1 m = 1 1 + 0,6131 = 0, Ky =1 + x 0,087 0, y кг NH3 [м2.с.(кг NH3 кг воздуха)];

где m =0,987 (кмоль NH3/кмоль воздуха)/(кмоль NH3/кмоль H2O);

m = 0,613 (кг NH3 кг воздуха) (кг NH3 кг H2O).

8. По формуле материального баланса находим требуемую поверхность массопере дачи, используя величины потока массы загрязнителя W для NH3 и средней движущей силы Yср в соответствующих единицах измерения:

(K y Yср ) = 0,0012 (0,0016 8,61 10 4 ) = 850 м, F = W NH (K ) ( ) Y ср = 0,0204 0,0476 5,06 10 4 = 850 м.

F = W NH 3 y 9. Oпределяем высоту насадки H :

( ).

H = F /(0,785. D 2 f. ) = 850 0,785 1,8 2 118 1 = 2,83 м.

Принимаем к установке, учитывая небольшой диаметр колонны, насадочную часть в один ярус высотой H = 2,8 м с массой насадки:

M = 0,785.D2.H. = 0,785.1,82.2,8.530 3650 кг.

Приняв расстояния от насадочной части до днища и крышки абсорбера по 3 м, полу чим общую высоту абсорбционной колонны Hа = 8,8 м.

10. Определяем коэффициент гидравлического сопротивления сухой насадки для ва рианта хаотичного (одинакового по всем направлениям) распределения пустот:

= (133 3947,93) + 2,34 = 2,374.

Вычисляем величину гидравлического сопротивления сухой насадки:

H г wг 1,29.1,646. 2, Pc = = 2,374 = 690 Па.

.

dэ 2 2 0,027 2. 0,79 Определим гидравлическое сопротивление орошаемой (мокрой) насадки по форму ле:

p = p c exp(2,303. c. q ор ) = 690. exp(2,303. 28. 0,003) = 840 Па, где с = 28 для насадок «Инталокс» размером 50 мм (таблица 10 приложения).

Согласно расчетам, при заданной степени очистки (NH3) = 99,2% гидравлическое сопротивление абсорбера невысокое, а габариты вполне приемлемы.

Сведем в таблицу 7 основные расчетные характеристики насадочного и тарельчатого абсорберов.

Таблица 7.

P, m, кг Характеристики wр, Dа, Hа, W NH 3, абсорбера Па мм м/с м кг/с насадки тарелок Насадочного 840 1,646 1800 8,8 7,6635 тарельчатого 882 1,333 2000 6,6 7,6635 Сравнение результатов расчетов показывает, что их технические характеристики различаются незначительно. Для очистки отбросных газов, предпочтительнее насадочный абсорбер ввиду его более надежной работы при нагрузке ниже расчетной.

8. Варианты заданий по абсорбции Задание № Тема курсового проекта: Абсорбция аммиака.

Спроектировать насадочный абсорбер и технологическую схему установки для улавливания аммиака из газовой смеси с воздухом Исходные данные на проектирование:

Поглотитель – вода;

количество очищаемого газа Vc = 15000м3/час;

абсолютное давление P = 9,8.104 Па;

удельный расход поглотителя l = 1,25 кг/кг;

температура воды t = 150С;

начальное содержание аммиака в воздухе vн = 7,5 об.%;

содержание аммиака в воздухе на выходе vк = 0,25 об.%;

содержание аммиака в воде, поступающей на абсорбцию xн = 0, масс.%. Насадка: керамические кольца Рашига размером 35354 мм (с неупорядоченным размещением).

Расчет абсорбера провести на основе единиц переноса.

Задание № Тема курсового проекта: Абсорбция двуокиси серы.

Спроектировать насадочный абсорбер и схему абсорбционной установки для очист ки воздуха от двуокиси серы SO Исходные данные на проектирование:

Поглотитель – вода;

количество очищаемой газовоздушной смеси Gc = 2 кг/с;

абсолют ное давление P = 9,8.104 Па;

температура воды t = 200С;

начальное содержание двуокиси серы в воздухе vн = 45 об.%;

содержание SO2 в воде на входе в абсорбер xн = 0 и на выхо де из него xк = 5 масс.%;

степень извлечения SO2 из воздуха = 90%. Насадка: керамиче ские седла “Инталокс” размером 25 мм (с неупорядоченным размещением).

Данные о равновесных концентрациях SO2 в воде и газе следующие:

0,005 0,01 0,02 0,03 0,04 0, X (кг SO2/кг воды) 0,0623 0,134 0,292 0,481 0,695 0, Y * (кг SO2/кг воздуха):

Расчет абсорбера провести на основе единиц переноса.

Задание № Тема курсового проекта: Абсорбция ацетона.

Спроектировать насадочный скруббер и схему абсорбционной установки для по глощения паров ацетона из воздуха Исходные данные на проектирование:

Паровоздушная смесь содержит vн = 6%(об.) ацетона, чистого воздуха в этой смеси со держится Vв = 5600 м3/час;

абсолютное давление P = 9,8.104 Па;

в скруббере улавливает ся 98,5% ацетона. Поглотитель – вода, количество орошающей воды L = 10000 кг/час с содержанием ацетона хн = 0, температура воды t = 200С. Уравнение линии равновесия Y* = 1,68.X;

коэффициент массопередачи Ky = 0,02 кмоль ацетона/[м2.c(кмоль ацетона/кмоль воздуха)]. Насадка: керамические кольца Рашига размером 50505 мм (с неупорядочен ным размещением).

Расчет абсорбера провести по основному уравнению массопередачи.

Задание № Тема курсового проекта: Абсорбция аммиака.

Спроектировать абсорбер с колпачковыми тарелками и схему абсорбционной уста новки для улавливания аммиака из воздуха Исходные данные на проектирование:

Поглотитель – вода;

количество очищаемого газовоздушной смеси Vc = 15000м3/час;

аб солютное давление P = 9,8.104 Па;

удельный расход поглотителя l = 1,25 кг/кг;

темпера тура воды t = 150С;

начальное содержание аммиака в воздухе vн = 7,5 об.%;

содержание аммиака в воздухе на выходе vк = 0,25 об.%;

содержание аммиака в воде, поступающей на абсорбцию xн = 0,1 масс.%.

Расчет абсорбера провести по основному уравнению массопередачи.

Задание № Тема курсового проекта: Абсорбция двуокиси серы.

Спроектировать абсорбер с ситчатыми тарелками и схему абсорбционной установки для очистки воздуха от двуокиси серы SO Исходные данные на проектирование:

Поглотитель – вода;

количество очищаемого газовоздушной смеси Gс = 3 кг/с;

абсолют ное давление P = 9,8.104 Па;

температура воды t = 100С;

начальное содержание двуокиси серы в воздухе vн = 45 об.%;

содержание SO2 в воде на входе в абсорбер xн = 0 и на выхо де из него xк = 5 масс.%;

степень извлечения SO2 из воздуха = 95%.

Данные о равновесных концентрациях SO2 в воде и газе при 100С следующие:

0,005 0,01 0,02 0,03 0,04 0, X (кг SO2/кг воды) 0,0623 0,134 0,292 0,481 0,695 0, Y * (кг SO2/кг воздуха):

Расчет абсорбера провести по основному уравнению массопередачи.

Задание № Тема курсового проекта: Абсорбция ацетона.

Спроектировать скруббер с колпачковыми тарелками и схему абсорбционной уста новки для поглощения паров ацетона из воздуха Исходные данные на проектирование:

Поглотитель – вода;

количество орошающей воды L = 10000 кг/час;

температура воды t = 200С;

паровоздушная смесь содержит vн = 6%(об.) ацетона, чистого воздуха в этой смеси содержится Vв = 5600 м3/час;

абсолютное давление P = 9,8.104 Па;

в скруббере улавли вается 98% ацетона;

уравнение линии равновесия Y* = 1,68X;

коэффициент массопереда чи Ky = 60 кмоль ацетона/[м2.ч(кмоль ацетона/кмоль воздуха)].

Расчет абсорбера провести по основному уравнению массопередачи.

Задание № Тема курсового проекта: Абсорбция двуокиси углерода.

Спроектировать насадочный абсорбер и схему абсорбционной установки для погло щения двуокиси углерода CO2 по следующим исходным данным.

Исходные данные на проектирование:

Поглощение двуокиси углерода производится чистой водой (хн = 0) из газовоздушной смеси с начальным содержанием CO2 vн = 30,2 об.%. Расход газовой смеси на входе Gн = 905 кмоль/ч (Vc = 20000 м3/ч при 0оС и атмосферном давлении), рабочее давление Р = 1, МПа. На орошение подается вода с температурой t = 25оС. Требуемая степень извлечения СО2 составляет = 95%. Конечное содержание СО2 в воде хк = 0,0021 в мольных долях.

Удельный расход поглотителя l = 120 кг/кг. Средняя молекулярная масса поступающего газа Мг = 20,5 кг/кмоль, вязкость газа при рабочих условиях г = 1,37.10-5 Па.с. Вязкость жидкости при 25 оС ж = 0,9.10-3 Па.с. Насадка – керамические кольца Рашига 50505 мм.

Коэффициент запаса для высоты насадки принять 1,5.

Расчет абсорбера провести на основе единиц переноса.

Задание № Тема курсового проекта: Абсорбция аммиака.

Спроектировать изотермический насадочный абсорбер и схему абсорбционной уста новки для поглощения аммиака водой по следующим исходным данным.

Исходные данные на проектирование:

Расход газовоздушной смеси на входе Vс = 1,32 м3/сек (при 0оС и атмосферном давлении);

температура 40оС;

давление 0,3 МПа. Содержание NH3 в поступающем газе vн = 40 об.%.;

температура воды, поступающей на абсорбцию t = 20 оС. Требуемая степень извлечения NH3 из газа 99,5% при получении аммиачной воды состава xк = 10 вес.% NH3. Расход по глотителя L = 0,1 кмоль/с. Насадка – керамические кольца Рашига 35354 мм (внавал).

Расчет абсорбера провести по основному уравнению массопередачи.

Задание № Тема курсового проекта: Абсорбция трехокиси серы.

Спроектировать барботажный абсорбер и схему абсорбционной установки с решет чатыми (провальными) тарелками для поглощения SO3 серной кислотой по следующим исходным данным.

Исходные данные на проектирование:

Количество поступающей газовоздушной смеси Gc = 0,25 кмоль/с (Vc = 20000 м3/ч при 0оС и атмосферном давлении). Содержание SO3 в поступающем газе Yн = 0,0753 кмоль/кмоль.

Степень извлечения SO3 из газа 99,9%. Концентрация в орошающей жидкости составляет:

Хн = 0,91;

Хк = 1,3 кмоль SO3/кмоль Н2О. Средняя температура газа в абсорбере tг = 65 oC.

Расчет абсорбера провести по основному уравнению массопередачи.

Задание № Тема курсового проекта: Абсорбция двуокиси углерода.

Спроектировать насадочный абсорбер и схему абсорбционной установки для улав ливания двуокиси углерода по следующим исходным данным.

Исходные данные на проектирование:

Из газовоздушной смеси объемом Vc = 5000 м3/ч (при атмосферном давлении) поглощает ся двуокись углерода СО2. Давление в скруббере Рабс = 16 кгс/см2, температура 15 оС. Аб сорбент – чистая вода в количестве L = 650 м3/ч. Начальное содержание СО2 в газе vн = 28,4 об. %, конечное (вверху скруббера) vк = 0,2 об. %. Плотность СО2 при нормальных условиях СО2 = 1,98 кг/м3;

мольная масса СО2 МСО2 = 44 кг/кмоль. Коэффициент Генри при 15 оС E = 0,93.10-6 мм рт.ст. Коэффициент массопередачи KP = 0,009 кг/(м2.ч.кПа).

Насадка - керамические кольца Рашига 35354 мм (внавал).

Расчет абсорбера провести по основному уравнению массопередачи.

Задание № Тема курсового проекта: Абсорбция аммиака.

Спроектировать абсорбер с ситчатыми тарелками и схему абсорбционной установки для улавливания аммиака по следующим исходным данным.

Исходные данные на проектирование:

Аммиак поглощается чистой водой из газовоздушной смеси под атмосферным давлением.

Начальное содержание аммиака в газе Yн = 0,03 кмоль/кмоль. Степень извлечения аммиа ка = 90 %. Содержание аммиака в воде на выходе из абсорбера Xк = 0,02 кмоль/кмоль.

Температура в скруббере t = 20 oC постоянная путем отвода теплоты. Расход инертного газа-носителя (воздуха) G = 1800 кг/ч.

Данные о равновесных концентрациях даны в таблице:

X, кмоль/кмоль воды 0 0,005 0,010 0,0125 0,015 0,020 0, Y*, кмоль/кмоль 0 0,0045 0,0102 0,0138 0,0183 0,0273 0, Расчет абсорбера провести по основному уравнению массопередачи.

Задание № Тема курсового проекта: Абсорбция двуокиси углерода.

Спроектировать насадочный скруббер и схему абсорбционной установки для улав ливания двуокиси углерода по следующим исходным данным.

Исходные данные на проектирование:

Поглощается двуокись углерода СО2 из газа чистой водой под абсолютным давлением Рабс = 1,6 МПа при температуре t = 22 oC. Расход газа при нормальных условиях Vc = м3/ч. Начальная концентрация СО2 в газе Yн = 0,3 кмоль/кмоль. Степень извлечения СО из газа = 98 %. Конечная концентрация СО2 в поглотителе хк = 0,5 вес.%. Средняя моль ная масса газа Мг = 20 кг/кмоль, динамическая вязкость газа при рабочих условиях г = 1,3.10-5 Па.с, плотность газа при нормальных условиях г0 = 1,46 кг/м3, коэффициент диффузии СО2 в инертной части газа Dг = 1,7.10-6 м2/с. Коэффициент Генри для СО2 Е = 1,144.106 мм рт. ст. Насадка – керамические кольца 50505 мм (навалом).

Расчет абсорбера провести на основе единиц переноса.

Задание № Тема курсового проекта: Абсорбция ацетона.

Спроектировать насадочный скруббер и схему абсорбционной установки для улав ливания ацетона по следующим исходным данным.

Исходные данные на проектирование:

В аппарат подается смесь воздуха с парами ацетона, содержащая vн = 6 % об. ацетона. Ко личество чистого воздуха Vв = 1400 м3/ч (при нормальных условиях). Орошаемая жид кость – вода в количестве L = 3000 кг/ч с начальной концентрацией ацетона Хн = 0. Сте пень улавливания ацетона = 98 %. Скорость газа на 25 % меньше скорости захлебыва ния. Уравнение линии равновесия Y* (кмоль/кмоль газа) = 1,68 X (кмоль/кмоль воды). На садка – керамические кольца Рашига 25253 мм (внавал).

Расчет абсорбера провести на основе единиц переноса.

Задание № Тема курсового проекта: Абсорбция двуокиси серы.

Спроектировать насадочный абсорбер и схему абсорбционной установки для улав ливания двуокиси серы по следующим исходным данным.

Исходные данные на проектирование:

В абсорбер поступает газовоздушная смесь в количестве Gc = 0,6 кг/с с концентрацией диоксида серы SO2 ун = 12 % (масс. содержание). Концентрация газа на выходе yк = 0,2 % (масс.). Концентрация SO2 в воде на входе в аппарат хн = 0, на выходе из аппарата хк = 0, % (масс.). Температура абсорбции 40 оС. Плотность газов при 0 оС г = 1,3 кг/м3. Динами ческая вязкость газа при рабочих условиях г = 19,3.10-6 Па.с, вязкость воды при 40 оС ж = 0,656.10-3 Па.с. Коэффициент диффузии SO2 в воде при 20 оС Dж = 1,47.10-9 м2/с. Насад ка – керамические седла “Инталокс” размером 50 мм (внавал).

Равновесное содержание SO2 в водном растворе и газе при температуре 40 оС:

Массовое содержание SO2 в газе, у, % 1 2 4 6 8 10 12 14 Насыщенность воды SO2, х, % 0,07 0,14 0,25 0,33 0,5 0,63 0,77 0,88 5, Расчет абсорбера провести на основе единиц переноса.

Задание № Тема курсового проекта: Абсорбция паров спирта.

Спроектировать абсорбер с колпачковыми тарелками и схему абсорбционной установки для улавливания паров спирта по следующим исходным данным.

Исходные данные на проектирование:

В абсорбере разделяется смесь газов в количестве Gс = 1350 кг/ч от спирта. Содержание спирта в газе на входе в абсорбер ун = 0,7 % от общей массы газов, содержание спирта в газе на выходе из абсорбера ск = 1 г/м3. Абсорбент – вода с массовым содержанием спирта в выходящей из абсорбера воде хк = 2,5 %, в поступающей воде хн = 0. Давление в абсор бере Р = 0,1 МПа. Температура поглощающей воды t = 20 оС. Плотность газов г = 1, кг/м3. Коэффициент диффузии паров спирта в газе при температуре 20 оС Dг = 0,748.10- м2/с, коэффициент диффузии спирта в водно-спиртовом растворе Dж = 1,08.10-9 м2/с.

Равновесное массовое содержание спирта в газовой и жидкой фазе:

Содержание спирта в растворе х, % масс. Содержание спирта в газе у, % масс.

1 0, 3 0, 5 0, 7 0, 10 0, Расчет абсорбера провести по основному уравнению массопередачи.

Задание № Тема курсового проекта: Абсорбция паров спирта.

Спроектировать насадочный абсорбер и схему абсорбционной установки для улав ливания паров спирта по следующим исходным данным.

Исходные данные на проектирование:

В абсорбере разделяется смесь газов в количестве Gс = 1350 кг/ч от спирта. Содержание спирта в газе на входе в абсорбер ун = 0,7 % от общей массы газов, содержание спирта в газе на выходе из абсорбера ск = 1 г/м3. Абсорбент – вода с массовым содержанием спирта в выходящей из абсорбера воде хк = 2,5 %, в поступающей воде хн = 0. Давление в абсор бере Р = 0,1 МПа. Температура поглощающей воды t = 20 оС. Плотность газов г = 1, кг/м3. Коэффициент диффузии паров спирта в газе при температуре 20 оС Dг = 0,748.10- м2/с, коэффициент диффузии спирта в водно-спиртовом растворе Dж = 1,08.10-9 м2/с. На садка – керамические кольца Рашига 35354 мм (внавал).

Равновесное массовое содержание спирта в газовой и жидкой фазе:

Содержание спирта в растворе х, % масс. Содержание спирта в газе у, % масс.

1 0, 3 0, 5 0, 7 0, 10 0, Расчет абсорбера провести на основе единиц переноса.

Задание № Тема курсового проекта: Абсорбция двуокиси серы.

Спроектировать насадочный абсорбер и схему абсорбционной установки для улав ливания двуокиси серы по следующим исходным данным.

Исходные данные на проектирование:

Из газовой смеси воздуха и двуокиси серы SO2 в количестве Gс = 1,5 кг/с, содержащей SO2 с начальной концентрацией ун = 30 % (масс.), SO2 поглощается водой при температу ре t = 20оС ;

абсолютное давление P = 0,15 МПа. Содержание SO2 в воде на входе в аб сорбер хн = 0 и на выходе из него хк = 3 % (масс.). Степень извлечения SO2 из газа = %. Насадка – керамические седла “Инталокс” размером 50 мм (внавал).

Данные о равновесных концентрациях SO2 в воде и газе при 20 оС следующие:

0,005 0,01 0,02 0,03 0,04 0, X, кг/(кг воды) 0,0625 0,134 0,292 0,481 0,695 0, Y *, кг/(кг воздуха) Расчет абсорбера провести на основе единиц переноса графическим методом. Коэф фициент полезного действия теоретической ступени равен 75 %.

Задание № Тема курсового проекта: Абсорбция углеводородов.

Спроектировать насадочный абсорбер и схему абсорбционной установки для улав ливания углеводородов из газа маслом по следующим исходным данным.

Исходные данные на проектирование:

Производительность по газовой смеси Vс = 3,5 м3/с (при нормальных условиях), концен трация углеводородов в газе при нормальных условиях: на входе в абсорбер сн = 35.10- кг/м3;

на выходе ск = 2.10-3 кг/м3, начальное содержание углеводородов в масле хн = 0,15 % (масс.), их конечная концентрация X к = 0,03 кг/(кг масла). Средняя температура потоков в абсорбере 30 оС, давление газа в абсорбере атмосферное. Уравнение линии равновесия Y * (кг/кг) = 2. X (кг/кг). Рабочая скорость газа составляет 25 % от скорости подвисания.

Коэффициент массопередачи Ky = 0,16 кг/(м2.с). Насадка – керамические кольца Рашига 10010010 мм (регулярная укладка). Свойства потоков: средняя плотность газа г = 0, кг/м3, мольная масса газа Мг = 10,5 кг/моль, мольный объем газа vг = 21,6 см3/моль, моль ная масса углеводородов Мк = 83 кг/моль, мольный объем углеводородов vк = 96 см3/моль, мольная масса масла Мж = 170 кг/моль, плотность масла ж = 1060 кг/м3, вязкость масла ж = 16,5 мПа.с.

Расчет абсорбера провести по коэффициенту массопередачи.

Задание № Тема курсового проекта: Абсорбция углеводородов.

Спроектировать абсорбер с ситчатыми тарелками и схему абсорбционной установки для улавливания углеводородов из газа маслом по следующим исходным данным.

Исходные данные на проектирование:

Производительность по газовой смеси Vс = 14 м3/с (при нормальных условиях), концен трация углеводородов в газе при нормальных условиях: на входе в абсорбер сн = 35.10- кг/м3;

на выходе ск = 2.10-3 кг/м3, начальное содержание углеводородов в масле хн = 0,15 % (масс.), их конечная концентрация X к = 0,03 кг/(кг масла). Средняя температура потоков в абсорбере 30 оС, давление газа в абсорбере атмосферное. Уравнение линии равновесия Y * = 2. X. Коэффициент массопередачи Ky = 0,16 кг/(м2.с). Свойства потоков: средняя плотность газа г = 0, 45 кг/м3, мольная масса газа Мг = 10,5 кг/моль, мольный объем газа vг = 21,6 см3/моль, мольная масса углеводородов Мк = 83 кг/моль, мольный объем углево дородов vк = 96 см3/моль, мольная масса масла Мж = 170 кг/моль, плотность масла ж = 1060 кг/м3, вязкость масла ж = 16,5 мПа.с.

Расчет абсорбера провести по основному уравнению массопередачи.

Задание № Тема курсового проекта: Абсорбция аммиака.

Спроектировать насадочный абсорбер и схему абсорбционной установки для улав ливания аммиака по следующим исходным данным.

Исходные данные на проектирование:

Аммиак NH3 поглощается водой из газовоздушной смеси с начальным содержанием NH vн = 5 об.%, конечное содержание NH3 в газе vк = 0,27 об.%. Количество поступающей га зовой смеси Vс = 10000 м3/ч (при нормальных условиях). Общее давление газа Р = 760 мм рт. ст. Начальное содержание NH3 в поступающей в на абсорбцию воде хн = 0,2 % (масс.), удельный расход поглотителя l = 1,2 кг/кг. Приведенная рабочая скорость газа в абсорбере составляет 85 % от скорости подвисания. Насадка – керамические кольца Ра шига 50505 мм (регулярная укладка).

Равновесные относительные массовые концентрации NH3 в газе Y * в зависимости от его концентрации X в воде:

0,002 0,005 0,01 0,015 0,02 0,025 0, X, кг/кг воды 0,0009 0,0025 0,0057 0,0097 0,0147 0,0212 0, Y *, кг/кг возд.

Расчет провести с использованием числа единиц переноса.

Задание № Тема курсового проекта: Абсорбция аммиака.

Спроектировать тарельчатый абсорбер и схему абсорбционной установки для улав ливания аммиака по следующим исходным данным.

Исходные данные на проектирование:

Определить диаметр, число тарелок, высоту и гидравлическое сопротивление тарельчато го абсорбера с ситчатыми тарелками для поглощения аммиака NH3 водой из газовоздуш ной смеси с расходом Vс = 10000 м3/ч (при нормальных условиях). Начальное содержани ее NH3 в газе vн = 5 % (об.), конечное содержание NH3 в газе vк = 0,27 % (об.). Общее дав ление газа Р = 760 мм рт. ст. Начальное содержание NH3 в поступающей в на абсорбцию воде хн = 0,2 % (масс.), удельный расход поглотителя l = 1,18 кг/кг. Поверхностное натя жение жидкости = 6.10-2 Н/м.

Равновесные относительные массовые концентрации NH3 в газе Y * в зависимости от его концентрации X в воде:

0,002 0,005 0,01 0,015 0,02 0,025 0, X, кг/кг воды 0,0009 0,0025 0,0057 0,0097 0,0147 0,0212 0, Y *, кг/кг возд.

Расчет произвести с использованием основного уравнения массопередачи.

Задание № Тема курсового проекта: Абсорбция двуокиси углерода.

Спроектировать насадочную колонну и схему абсорбционной установки для погло щения водой двуокиси углерода СО2 из газовой смеси по следующим исходным данным.

Исходные данные на проектирование:

Количество поступающей газовоздушной смеси Vс = 10000 м3/ч (при нормальных услови ях), содержание СО2 в поступающем газе vн = 25 % (об.), степень извлечения = 99 %.

Начальное содержание СО2 в воде хн = 0, конечное содержание СО2 в поглотителе хк = 0,48 % (масс.). Давление в аппарате Р = 1,0 МПа, температура поступающего газа t = о С. Константа фазового равновесия m = 142. Молекулярный вес газа Мг = 30 кг/кмоль.

Вязкость газа г = 1,7.10-7 Па.с. Насадка – керамические кольца Рашига 35354 мм (вна вал). Рабочая скорость газа в колонне составляет 80 % от скорости захлебывания.

Расчет абсорбера провести по коэффициенту массопередачи.

Задание № Тема курсового проекта: Абсорбция двуокиси углерода.

Спроектировать колонну с колпачковыми тарелками и схему абсорбционной уста новки для поглощения водой двуокиси углерода СО2 из газовой смеси по следующим ис ходным данным.

Исходные данные на проектирование:

Количество поступающей газовоздушной смеси Vс = 10000 м3/ч (при нормальных услови ях), содержание СО2 в поступающем газе vн = 25 % (об.), степень извлечения = 99 %.

Начальное содержание СО2 в воде хн = 0, конечное содержание СО2 в поглотителе хк = 0,48 % (масс.). Давление в аппарате Р = 1,0 МПа, температура поступающего газа t = о С. Константа фазового равновесия m = 142. Молекулярный вес газа Мг = 30 кг/кмоль.

Вязкость газа г = 1,7.10-7 Па.с.

Расчет абсорбера провести по основному уравнению массопередачи.

Задание № Тема курсового проекта: Абсорбция двуокиси серы.

Спроектировать тарельчатый абсорбер и схему абсорбционной установки для улав ливания двуокиси серы по следующим исходным данным.

Исходные данные на проектирование:

В аппарате с ситчатыми тарелками из смеси воздуха и двуокиси серы SO2 в количестве Gс = 1,5 кг/с, содержащей SO2 с начальной концентрацией ун = 30 % (масс.), SO2 поглощается водой при температуре t = 20оС. Содержание SO2 в воде на входе в абсорбер хн = 0 и на выходе из него хк = 3 % (масс.). Степень извлечения SO2 из газа = 95 %.

Данные о равновесных концентрациях SO2 в воде и газе при 20 оС следующие:

0,005 0,01 0,02 0,03 0,04 0, X, кг/(кг воды) 0,0625 0,134 0,292 0,481 0,695 0, Y *, кг/(кг газа) Расчет абсорбера провести по основному уравнению массопередачи.

Задание № Тема курсового проекта: Абсорбция двуокиси серы.

Спроектировать абсорбер с колпачковыми тарелками и схему абсорбционной уста новки для улавливания двуокиси серы по следующим исходным данным.

Исходные данные на проектирование:

В абсорбер поступает газовоздушная смесь в количестве Gс = 0,6 кг/с с концентрацией диоксида серы SO2 ун = 12 % (масс.). Концентрация газа на выходе ук = 0,2 % (масс.).

Концентрация SO2 в воде на входе в аппарат хн = 0, на выходе из аппарата хк = 0,5 % (масс.). Температура абсорбции 40 оС. Плотность газов при 0 оС г = 1,3 кг/м3. Динамиче ская вязкость газа при рабочих условиях г = 19,3.10-6 Па.с, вязкость воды при 40 оС ж = 0,656.10-3 Па.с. Коэффициент диффузии SO2 в воде при 20 оС Dж = 1, 47.10-9 м2/с.

Равновесное содержание SO2 в водном растворе и газе при температуре 40 оС:

Содержание SO2 в газе, у, масс.% 1 2 4 6 8 10 12 14 Насыщенность воды SO2, х, % 0,07 0,14 0,25 0,33 0,5 0,63 0,77 0,88 5, Расчет абсорбера провести по основному уравнению массопередачи.

Задание № Тема курсового проекта: Абсорбция ацетона.

Спроектировать скруббер с ситчатыми тарелками и схему абсорбционной установки для улавливания ацетона по следующим исходным данным.

Исходные данные на проектирование:

В аппарат подается смесь воздуха с парами ацетона, содержащая vн = 5 % (об.) ацетона.

Количество чистого воздуха Vв = 1500 м3/ч (при нормальных условиях). Орошаемая жид кость – вода в количестве L = 2800 кг/ч с начальной концентрацией ацетона Хн = 0. Сте пень улавливания ацетона = 99 %. Скорость газа на 20 % меньше скорости захлебыва ния. Уравнение линии равновесия Y* (кмоль/кмоль газа) = 1,68 X (кмоль/кмоль воды). Ко эффициент массопередачи Ky = 0,35 кмоль/[м2.ч(кмоль/кмоль газа)].

Расчет абсорбера провести по основному уравнению массопередачи.

Задание № Тема курсового проекта: Абсорбция двуокиси углерода.

Спроектировать абсорбер с колпачковыми тарелками и схему абсорбционной уста новки для улавливания двуокиси углерода по следующим исходным данным.

Исходные данные на проектирование:

Из газовоздушной смеси объемом Vc = 4500 м3/ч (при атмосферном давлении) поглощает ся двуокись углерода СО2. Давление в скруббере Рабс = 15 кгс/см2, температура 10 оС. Аб сорбент – чистая вода в количестве VL = 600 м3/ч. Начальное содержание СО2 в газе vн = 25,0 об. %, конечное (вверху скруббера) vк = 0,15 об. %. Плотность СО2 при нормальных условиях СО2 = 1,976 кг/м3;

мольная масса СО2 МСО2 = 44 кг/кмоль. Коэффициент Генри при 15 оС E = 0,93.10-6 мм рт.ст. Коэффициент массопередачи KP = 0,008 кг/[м2.ч.(кПа)].

Расчет абсорбера провести по основному уравнению массопередачи.

Задание № Тема курсового проекта: Абсорбция двуокиси углерода.

Спроектировать насадочную колонну и схему абсорбционной установки для улавли вания двуокиси углерода по следующим исходным данным.

Исходные данные на проектирование:

Абсорбция двуокиси углерода СО2 производится из газовой смеси с воздухом водой под давлением Р = 2 МПа в изотермических условиях при температуре t = 25 oC. Расход ис ходной смеси, содержащей на входе в абсорбер ун = 10 мол.% СО2, равен Gc = 0,25 кг/с.

Массовый расход воды, содержащей на входе в абсорбер хн = 0,01 мол.% СО2, L = 3, кмоль/с. Степень извлечения загрязнения = 90 %. Константа Генри для растворов СО2 в воде равна 1,65.108 Па. Средняя молекулярная масса исходной газовой смеси Мсм = кг/кмоль, плотность газовой смеси см = 3,5 кг/м3, вязкость газовой смеси при 25 оС см = 1,05.10-5 Па.с, коэффициент диффузии СО2 в газе при 25 оС и нормальном давлении (0, МПа) Dг = 0,646.10-4 м2/с. Вязкость жидкости ж = 0,9 мПа.с, коэффициент диффузии СО в воде при 25 оС Dж = 2,02.10-9 м2/с. Насадка – керамические кольца Рашига 50505 мм.

Расчет абсорбера провести на основе единиц переноса.

Задание № Тема курсового проекта: Абсорбция двуокиси углерода.

Спроектировать абсорбер с ситчатыми тарелками и схему абсорбционной установки для улавливания двуокиси углерода по следующим исходным данным.

Исходные данные на проектирование:

Абсорбция двуокиси углерода СО2 производится из газовой смеси с воздухом водой в изотермических условиях;

давление Р = 2 МПа;

температура t = 25 oC. Расход исходной смеси Gс = 0,25 кг/с;

содержание в газе СО2 на входе в абсорбер ун = 10 мол.%;

степень извлечения загрязнения = 90 %. Массовый расход воды L = 3,25 кмоль/с;

содержание СО2 в воде на входе в абсорбер хн = 0,01 мол.%. Константа Генри для растворов СО2 в во де равна 1,65.108 Па;

средняя молекулярная масса исходной газовой смеси Мсм = кг/кмоль;

плотность газовой смеси см = 3,5 кг/м3;

вязкость газовой смеси при 25 оС см = 1,05.10-5 Па.с;

коэффициент диффузии СО2 в газе при 25 оС и нормальном давлении (0, МПа) Dг = 0,646.10-4 м2/с;

вязкость жидкости ж = 0,9 мПа.с;

- коэффициент диффузии СО2 в воде при 25 оС Dж = 2,02.10-9м2/с.

Расчет абсорбера провести по основному уравнению массопередачи.

Задание № Тема курсового проекта: Абсорбция аммиака.

Спроектировать абсорбер с решетчатыми (провальными) тарелками и схему абсорб ционной установки для поглощения аммиака из газовоздушной смеси при неизотермиче ских условиях по следующим исходным данным.

Исходные данные на проектирование:

Расход газа-носителя (воздуха) G = 410 кмоль/час, расход поглотителя (воды) L = кмоль/час. Содержание аммиака на входе в абсорбер Yн = 00526 кмоль/кмоль, на выходе Yк = 00027 кмоль/кмоль, содержание аммиака в поступающей воде Xн = 0. Абсолютное давление в системе 0,1 МПа. Температура воды на входе tн = 20 оС. Дифференциальная теплота растворения аммиака в воде 35200 кДж/кмоль, теплоемкость поглотителя сж = 75,4 кДж/(кмоль.град).

Расчет абсорбера провести по основному уравнению массопередачи.

Задание № Тема курсового проекта: Абсорбция паров соляной кислоты.

Спроектировать насадочный абсорбер и схему абсорбционной установки для погло щения паров соляной кислоты (HCl) водой по следующим исходным данным.

Исходные данные на проектирование:

Количество поступающей паровоздушной смеси Gс = 0,1512 кмоль/с (Vc = 12000 м3/ч при 0оС и атмосферном давлении), температура процесса t = 60 oC, давление 0,1 МПа. Содер жание HCl в поступающем газе ун = 0,24 кмоль HCl/кмоль смеси (Yн = 0,316 кмоль HCl/кмоль воздуха). Степень извлечения HCl из газа 95%. Содержание HCl в поступаю щей воде хн = 0. Концентрация получаемой соляной кислоты Хк = 0,161 кмоль HCl/кмоль H2O (xк = 28 % вес.). Плотность и вязкость газа принять равной вязкости воздуха при ра бочих условиях процесса. Число единиц переноса Ny = 4,2. Объемный коэффициент мас сопередачи при поглощении хлористого водорода Kyv = 0,0438 кмоль.м3.сек-1. Насадка – керамические кольца Рашига размером 50505 мм (внавал).

Расчет высоты насадки произвести с использованием единиц переноса.

Задание № Тема курсового проекта: Абсорбция аммиака.

Спроектировать тарельчатый абсорбер с решетчатыми (провальными) тарелками и схему абсорбционной установки для улавливания аммиака из газовой смеси с воздухом.

Исходные данные на проектирование:

Поглотитель – вода;

количество очищаемой газовоздушной смеси Vс = 15000м3/час;

аб солютное давление P = 9,8.104 Па;

удельный расход поглотителя l = 1,25 кг/кг;

темпера тура воды t = 15 0С;

начальное содержание аммиака в газовой смеси vн = 7,5 об.%;

содер жание аммиака в газе на выходе vк = 0,25 об.%;

содержание аммиака в воде, поступающей на абсорбцию xн = 0,1 масс.%.

Расчет абсорбера провести по основному уравнению массопередачи.

Задание № Тема курсового проекта: Абсорбция двуокиси серы.

Спроектировать тарельчатый абсорбер с решетчатыми (провальными) тарелками и схему абсорбционной установки для очистки воздуха от двуокиси серы.

Исходные данные на проектирование:

Поглотитель – вода;

количество очищаемой газовоздушной смеси Gс = 2 кг/с;

абсолют ное давление P = 9,8.104 Па;

температура воды t = 100С;

начальное содержание двуокиси серы в газе vн = 40 об.%;

содержание SO2 в воде на входе в абсорбер xн = 0 и на выходе из него xк = 5 масс.%;

степень извлечения SO2 из газа = 90%.

Данные о равновесных концентрациях SO2 в воде и газе при 100С следующие:

0,005 0,01 0,02 0,03 0,04 0, X (кг SO2/кг воды) 0,0623 0,134 0,292 0,481 0,695 0, Y * (кг SO2/кг воздуха):

Расчет абсорбера провести с использованием основного уравнения массопередачи.

Задание № Тема курсового проекта: Абсорбция ацетона.

Спроектировать тарельчатый скруббер с решетчатыми (провальными) тарелками и схему абсорбционной установки для поглощения паров ацетона из воздуха Исходные данные на проектирование:

Паровоздушная смесь содержит vн = 6%(об.) ацетона, чистого воздуха-носителя в этой смеси содержится Vв = 5600 м3/час;

абсолютное давление P = 9,8.104 Па;

в скруббере улавливается 98,5% ацетона. Поглотитель – вода, количество орошающей воды L = кг/час с содержанием ацетона хн = 0, температура воды t = 200С. Уравнение линии равно весия Y * = 1,68. X.

Расчет абсорбера провести по основному уравнению массопередачи.

Задание № Тема курсового проекта: Абсорбция двуокиси углерода.

Спроектировать тарельчатый абсорбер с решетчатыми (провальными) тарелками и схему абсорбционной установки для поглощения двуокиси углерода CO2 по следующим исходным данным.

Исходные данные на проектирование:

Поглощение двуокиси углерода производится чистой водой (хн = 0) из газовоздушной смеси с начальным содержанием CO2 vн = 30,2 об.%. Расход газовой смеси на входе Gн = 905 кмоль/ч (Vc = 20000 м3/ч при 0оС и атмосферном давлении), рабочее давление Р = 1, МПа. На орошение подается вода с температурой t = 25оС. Требуемая степень извлечения СО2 составляет = 95%. Конечное содержание СО2 в воде хк = 0,002 в мольных долях.

Удельный расход поглотителя l = 120 кг/кг. Средняя молекулярная масса поступающего газа Мг = 20,5 кг/кмоль, вязкость газа при рабочих условиях г = 1,37.10-5 Па.с. Вязкость жидкости при 25 оС ж = 0,89.10-3 Па.с.

Расчет абсорбера провести по основному уравнению массопередачи.

Задание № Тема курсового проекта: Абсорбция паров спирта.

Спроектировать тарельчатый абсорбер с решетчатыми (провальными) тарелками и схему абсорбционной установки для улавливания паров спирта по следующим исходным данным.

Исходные данные на проектирование:

Pages:     || 2 |



© 2011 www.dissers.ru - «Бесплатная электронная библиотека»

Материалы этого сайта размещены для ознакомления, все права принадлежат их авторам.
Если Вы не согласны с тем, что Ваш материал размещён на этом сайте, пожалуйста, напишите нам, мы в течении 1-2 рабочих дней удалим его.