Главная Учебники - Разные Лекции (разные) - часть 31
Задача 1
бензол абсорбер пар масло Абсорбер для улавливания паров бензола из парогазовой смеси орошается поглотительным маслом с мольной массой 260 кг/кмоль. среднее давление в абсорбере Рабс.
=800 мм.рт.ст., температура 40°С. Расход парогазовой смеси 3600 м3
/ч (при рабочих условиях). Концентрация бензола в газовой смеси на входе в абсорбер 2% (об.); извлекается 95% бензола. содержание бензола в поглотительном масле, поступающем в абсорбере после регенерации 0,2% (мол.). Расход поглотительного масла в 1,5 раза больше теоретически минимального. Для расчета равновесных составов принять, что растворимость бензола в масле определяется законом Рауля. При концентрациях бензола в жидкости до х=0,1 кмоль бензола/кмоль масла равновесную зависимость Y*=f(х) считать прямолинейной. Определить: 1) Расход поглотительного масла в кг/ч; 2) Концентрацию бензола в поглотительном масле, выходящем из абсорбера; 3) Диаметр и высоту насадочного абсорбера при скорости газа в нем (фиктивной) 0,5 м/с и высоте единицы переноса (ВЕТТ) hоу
=0,9 м; 4) Высоту тарельчатого абсорбера при среднем к.п.д. тарелок 0,67 и расстояние между тарелками. 1. Концентрация бензола в поглотителе на выходе из абсорбера и расход поглотительного масла
Массу паров бензола (Б), переходящего в процессе абсорбции из газовой смеси (Г) в поглотитель (М) за единицу времени, находят из уравнения материального баланса: где L, G – расходы соответственно чистого поглотителя и инертной части газа, кг/с; Где ρ0у
– средняя плотность парогазовой смеси при нормальных условиях. Принимаем плотность парогазовой смеси равной плотности коксового газа, ρ0у
=0,44кг/м3
. Пересчитаем объемные концентрации в массовые. Пересчитаем объем парогазовой смеси для нормальных условий. V0
=Р·V·Т0
/(Т·Р0
)=800·3600·273/(313·740)=3394,5 м3
/ч, что соответствует 3394,5/22,4=151,54 кмоль/ч и 3394,5·0,44=1493,6 кг/ч. Таким образом, ун
=67,89 м3
/ч=3,031 кмоль/ч=236,4 кг/ч=15,8% (по массе); при 95% поглощении ук
=0,93% (по массе) Получим: Для перевода объемной мольной концентрации в относительную массовую воспользуемся формулой: МА
=260 кг/кмоль, ρ - плотность поглотительного масла, примем 900 кг/м3
Расход поглотительного масла L принят в 1,5 раза больше минимального Lmin
: Отсюда: где Расход инертной части газа: G=V0
(1-уоб
)·(ρ0у
–ун
), Где уоб
– объемная доля бензола в газе, равная 2%, то есть 0,02 м3
Б/ м3
Г G=3394,5·(1-0,02)·(0,44-0,0093)=1432,77 кг/с Производительность абсорбера по поглощаемому компоненту: М=G·( Расход поглотителя: L=М/( Соотношение расходов фаз, или удельный расход поглотителя: l=L/G=11516,8/1432,77=8,04 кг/кг 2. Диаметр и высота насадочного абсорбера
Фиктивная скорость газа в абсорбере известна ω=0,5 м/с V=3600 м3
/ч=1 м3
/с Выбираем стандартный диаметр обечайки абсорбера d=1,6 м. Выбираем регулярные насадки фирмы Зульцер Хемтех удельная поверхность σ=235 м2
/м3
, свободный объем ε=0,9 м3
/м3
, эквивалентный диаметр dэ
=0,015 м, насыпная плотность 490 кг/м3
, число штук на 1 м3
52 000. Плотность орошения (скорость жидкости) рассчитывают по формуле: U=L/(ρх
S), где S – площадь поперечного сечения абсорбера, м2
. U=11516,8/3600/900/0,785/1,6=1,77·10-3
м3
/(м2
·с) При недостаточной плотности орошения и неправильной организации подачи жидкости поверхность насадки может быть смочена не полностью. Существует некоторая минимальная эффективная плотность орошения Umin
, выше которой всю поверхность насадки можно считать смоченной. Для насадочных абсорберов эта величина будет равна: Umin
=а·qэф
, где qэф
=0,022·10-3
м2
/с – эффективная линейная плотность орошения Umin
=235·0,022·10-3
=5,17·10-3
м3
/(м2
·с) Условие удовлетворяется и коэффициент смоченности насадки ψ примем равным 1. Поверхность массопередачи может быть найдена из основного уравнения массопередачи: где Кх
Ку
– коэффициенты массопередачи соответственно по жидкой и газовой фазе, кг/(м2
·с)поверхность контакта фаз в абсорбере при пленочном режиме работы можно выразить также через высоту единицы переноса (ВЕП): F=Нн
·S·σ·ψ, где Нн
– высота слоя насадки, м; S – площадь поперечного сечения аппарата; σ – удельная поверхность сухой насадки, м2
/м3
; ψ – коэффициент смоченности насадки, безразмерный. Нн
=hоу
·nоу
, где hоу
– высота единицы переноса; nоу
– общее число единиц переноса. hоу
=G/(Ку
·S·σ·ψ), откуда: Ку
=G/(hоу
·S·σ·ψ) σ=235 м2
/м3
, S=πD2
/4=2,01 м2
; ψ=1 Ку
=1432,77/(0,9·2,01·235·1)=3,37 кг/(м2
·с·кг/кг Г) Движущая сила в соответствии с основным уравнением массопередачи может быть выражена в единицах концентраций как жидкой, так и газовой фаз. Для случая линейной равновесной зависимости между составами фаз, принимая модель идеального вытеснения в потоках обеих фаз, определим движущую силу в единицах концентраций газовой фазы где В данном случае: где Нн
=F/(S·σ·ψ)=2048,1/(2,01·235·1)=4,34 м Количество единиц переноса: nоу
=Нн
/hоу
=4,34/0,9=4,8≈5 шт. Уточненная высота насадки: Нн
=5·0,9=4,5 м Расстояние между днищем абсорбера и насадкой и от верха насадки до крышки абсорбера выбирают в зависимости от орошаемого устройства, примем эти расстояния равными 1,4 и 2,5 м. тогда высота абсорбера будет равна Нв
=4,5+1,4+2,5=8,4 м 3. Высота терельчатого абсорбера
Определение высоты тарельчатого абсорбера проводятся по уравнению: Нт
=(n-1)h, где n – число тарелок в колонне; h – расстояние между тарелками. При приближенных расчетах применяют метод определения числа тарелок с помощью среднего к.п.д. тарелок: n=nт
/η, где nт
– число теоретических тарелок. Число теоретических тарелок находим графически. По гарфику находим число теоретических тарелок: nт
=3. n=3/0,67=4,5≈5 расстояние между тарелками выбираем из стандартного ряда и принимаем равным 0,5 м. Тогда: Нт
=(5-1)·0,5=2 м Расстояние между верхней тарелкой и крышкой абсорбера 1,5 м; расстояние между нижней тарелкой и днищем абсорбера – 2,5 м. Общая высота абсорбера: Н=2,5+1,5+2=6 м Задача 2
Уравнения рабочих линий ректификационной колонны для разделения смеси бензола и толуола под атмосферным давлением: у=0,723х+0,263; у=1,25х-0,018. В колонну подается 75 кмоль/ч смеси при температуре кипения. Греющий пар в кубе колонны имеет избыточное давление 3 кгс/см2
. Определить требуемую поверхность нагрева в кубе колонны и расход греющего пара, имеющего влажность 5%. Коэффициент теплопередачи К=580 Вт/м2
·К. Тепловыми потерями пренебречь. Температуру кипения жидкости в кубе принять как для чистого толуола. Решение
Используя уравнения рабочих линий и уравнения материальных балансов для исчерпывающей и укрепляющих частей колонны, определим равновесный состав смеси, состав дистиллята и флегмы. Тогда у=1,25х-0,018 Таким образом, Gх
′=F+Gх
=1,9025+2,61=4,5125 – флегмовое число в исчерпывающей части колонны. Для всей колонны уравнение материального баланса F=W+1; хр
+хω
·W=хf
·F W=F-1=1,9025-1=0,9025 хf
=( хр
+хω
·W)/F=(0,949+0,0036·0,9025)/1,9025=0,500 Результаты сведем в таблицу: Расход теплоты в кубе-испарителе ректификационной колонны непрерывного действия определяют из уравнения теплового баланса колонны с дефлегматором-конденсатором Qк
+GF
iF
= Qд
+ GD
iD
+ GW
iW
+Qп
, где Qк
– расход теплоты, получаемой кипящей жидкостью от конденсирующегося пара в кубе-испарителе. Вт; Qд
– расход теплоты, отнимаемой охлаждающей водой от конденсирующихся в дефлегматоре паров, Вт; Qпот
– тепловые потери (по условию задачи Qпот
=0); GF
, GD
, GW
– массовые расходы питания, дистиллята и кубового остатка, кг/с; iF
, iD
, iW
– соответствующие удельные энтальпии. Qк
=QД
+GD
сD
tD
+GW
сW
tW
-GF
сF
tF
+0, где сD
, сW
, сF
– средние удельные теплоемкости, Дж/кг·К; tD
, tW
, tF
– соответствующие температуры, °С (tD
=82°С, tW
=110,6°С, tF
=93°С) G=75 кмоль/ч=20,83 моль/с, что соответствует 20,83·22,4=466,67 л/с=0,467 м3
/с (при нормальных условиях). При температуре кипения исходной смеси объемный расход Gv
=0,467·(273+93)/273=0,625 м3
/с Средняя плотность исходной смеси ρсм
=(4,1+3,48)/2=3,79 кг/м3
, тогда массовый расход GF
=2,37 кг/с GD
=GF
/F=2,37/1,9025=1,25 кг/с GW
=W·GD
=0,9025·1,25=1,12 кг/с Расход теплоты в паровом подогревателе исходной смеси: Удельная теплоемкость исходной смеси Расход теплоты, отдаваемой охлаждающей воде в водяном холодильнике дистиллята: где удельная теплоемкость дистиллята Расход теплоты, отдаваемой охлаждающей воде в водяном холодильнике кубового остатка: где удельная теплоемкость кубового остатка Расход теплоты, отдаваемой охлаждающей воде в дефлегматоре-конденсаторе, находим по уравнению: Здесь где Расход теплоты, получаемой в кубе-испарителе от греющего пара Q=1767,1+392,5+184,7+220,6=2564,9 кВт Расход греющего пара, имеющего давление где Уравнение теплопередачи: Q=К·F·Δtср
К=580 Вт/м2
·К; Q=2564,9 кВт; Δtср
=110,6-93=17,6°С поверхность нагрева в кубе колонны: F=Q/(К·Δtср
)=2564,9·103
/(580·17,6)=251,3 м2
|