2. Устройство абсорберов

При абсорбции процесс массопередачи протекает на поверхности соприкосновения фаз. Поэтому в аппаратах для поглощения газов жидкостями (абсорберах) должна быть создана развитая поверхность соприкосновения между газом и жидкостью.

Широкое распространение в промышленности в качестве абсорберов получили колонные аппараты, заполняемые насадкой. Контакт газа с жидкостью в таких аппаратах происходит в основном на смоченной поверхности насадки, по которой стекает орошающая жидкость.

Насадочный абсорбер выполнен в виде цилиндра, в нижней части которого установлена опорная решетка. На решетку внавал или правильными рядами укладывают насадку. Орошающая жидкость подается на насадку сверху с помощью специальных оросительных устройств. В нижней части аппарата имеются штуцера для подачи газа и отвода жидкости. Штуцера для подачи жидкости и отвода газа расположены в верхней части аппарата. Жидкость, подаваемая сверху, имеет тенденцию растекаться к периферии. При этом насадка в центре аппарата остается не смоченной, образуя так называемый сухой конус. Для равномерного стекания жидкости по насадке ее укладывают правильными рядами по всей высоте аппарата, уменьшая размер насадки снизу вверх. Для этой же цели насадку разбивают на секции, между которыми устанавливают перераспределительные устройства для жидкости.

От правильного выбора типа насадки и ее укладки зависят гидравлический режим и эффективность работы абсорбера. Наибольшее применение получила цилиндрическая кольцевая насадка – кольцо Рашига, представляющая собой тонкостенные тела, наружный диаметр которого обычно равен высоте. Насадку чаще всего изготовляют из керамики или фарфора, реже – из металлов, углеграфитовых и пластических масс.

2. Порядок выполнения расчета

При выполнении расчета насадочного абсорбера необходимо придерживаться следующей последовательности:

1). Ознакомиться со своим вариантом задания.

2). В соответствии с представленным примером рассчитать основные характеристики насадочного абсорбера по своему варианту.

Пример расчета насадочного абсорбера

Исходные данные

Спроектировать насадочный абсорбер для очистки газа от диоксида серы раствором (суспензией) Ca(OH)₂ при следующих условиях:

V_r=100000 м³/ч; t_r=30ºС; начальная концентрация диоксида серы SO₂ в газовой смеси У_н=0.3% по объему; конечная концентрация У_к=0.015% по объему; степень очистки η=95%; температура раствора Ca(OH)₂ , подаваемого на орошение – 30ºС. Процесс протекает при атмосферном давлении P=10.133·10⁴ Па.

Количественная оценка компонентов, участвовавших в поцессе

2.1 Определяем объемные начальные и конечные концентрации извлекаемого компонента в газовой смеси по формулам,:

(кг/ч);

(м³/ч);

(%); (2.1)

(%).

2.2 Определяем количество инертного газа и диоксида серы, поступающих в абсорбер, из уравнения:

, (2.2)

где – удельная газовая постоянная, зависящая от молекулярного веса газа;

R – универсальная газовая постоянная. R=8,31·10³ Дж/(кмоль·град).

2.3 Определяем парциальное давление компонент на входе в абсорбер:

(Па) (2.3)

2.4 Определяем парциальное давление инертного газа на входе в абсорбер:

(Па) (2.4)

2.5 Определяем удельные газовые постоянные

(2.5)

тогда

(кг/ч);

(кг/ч);

2.6 Концентрация SO₂ в поступающем газе, в килограммах на 1 кг инертного газа составит

(кг/кг) (2.6)

2.7 Концентрация SO₂ в газе на выходе, в килограммах на 1 кг инертного газа, рассчитывается по формуле

(2.7)

где (Па),

P_P – парциальное давление растворителя, Па.

Для воды при 30ºС P_P=4238,94 Па

Тогда (кг/кг)

2.8 Количество поглощаемого SO₂

; (2.8)

(кг/ч)

Минимальный расход поглотительного раствора составит:

(кг/кг) (2.9)

2.9 Содержание SO₂ в уходящем поглотителе на 1 кг раствора составит

(2.10)

2.10 Удельный расход поглотителя

(2.11)

( кг/кг)

2.11 Полный расход поглотителя

(2.12)

(кг/ч)

2.12 Уравнение материального баланса абсорбера имеет вид

(2.13)

(кг)

2.13 Относительная погрешность составляет

(2.14)

% что допустимо.

3 Решение уравнений массопередачи

3.1 Из уравнения рабочей линии

,

принимаем L/G=l, тогда (3.1)

Ограничимся определением в точке, соответствующей среднему значению :

кг/кг

Для этой точки получим из (3.1)

(3.2)

кг/кг

3.2 Для построения линии равновесия на входе газа принимаем

X_К=23,3·10^-4 кг/кг;

=0,0066 кг/кг.

Парциальное давление диоксида серы над раствором на входе газа (при X_К=23.3*10^-4 кг/кг) составит P^*=479.9 Па.(Розенкноп З.П. Извлечение серы из газов. – М.; Госхимиздат 1952. – 192с.)

Равновесное значение =P^*/P; =479.9/101330=0.00474 кг/кг.

Аналогично на выходе газа =0; =3,34*10^-4 кг/кг.

Для средней точки =0,00115 кг/кг; кг/кг; P^*=233.97 Па

=233.97/101330=0.00231 кг/кг.

3.3 Для остальных газов по табл.3 находят m_px

Находим

Па

для водорода при 20⁰С тогда

=0; из п.2.6 =0.

Строим график

График

если ˃ ,

если ˂ , то

Находим среднюю движущую силу процесса

3.4 Движущая сила для переноса серы

;

=0,0066-0,00474=0,00187 кг/кг

;

=3,34*10^-4-0=3,34*10^-4 кг/кг

кг/кг

3.5 Число единиц переноса

;

=(0,0066-3,34*10^-4)/0,00089=7,04

3.6 В качестве насадки выбираем кольца Рашига размером 100х100х10 мм. По приложению А определяем характеристику насадки: а=60 м²/м³; ε=0,72 м³/м³; d_экв=0,048.

3.7 Плотность смеси воздуха и сернистого ангидрида:

;

(116295,48*1,29+772,93*2,69)/(116295,48+772,93)=1,3 кг/м³.

Плотность и вязкость жидкости

=999 кг/м³; =0,0008 Па*с

3.8 Площадь сечения абсорбера определяется из условия скорости к свободному сечению аппарата =1 – 2 м/с. Принимаем =1.8 м/с.

,

где G=М_ИН.Г+М_SO2.

S_a=117029.76/(3600*1.8*1.3)=13.89 м².

Откуда диаметр аппарата

D_A= ; D_A= =4,2 м.

3.9 Определим высоту единицы переноса (ВЕП):

- для газовой фазы:

h_Г=0,615*d_Э*Re_Г^0,345*Pr^2/3 ;

-для жидкой фазы:

где Q_ПРИВ. – приведенная толщина пленки жидкости, м;

Q_ПРИВ.= ;

Коэффициент диффузии диоксида серы в газе-носителе (воздухе) при 30ºС, определяется по формуле:

;

где D₀ – коэффициент диффузии SO₂ в воздухе при P=10⁵ Па и 0 ºС (D₀=0,037 м²/ч),

Т – абсолютная температура газа,

Т₀ – температура, при которой определен коэффициент диффузии.

;

3.10 Критерий Рейнольдса для газа:

=8965,5

где =G_m/(3600*S_a); G_m=M_ИН^ВХ+M_SO2^ВХ=772,93+116295,48=117068,41 кг/ч =117068,41/(3600*13,89)=2,34 кг/м² с =1,74*10^-5 Па*с

3.11 Критерий Рейнольдса для жидкой фазы:

,

где =L_Д/(3600*S_a)=314691.43/(3600*13.89)=6.29 кг/м² с

=0,8*10^-3 Па*с

=524,17.

3.12 Коэффициент диффузии SO₂ в жидкой фазе при 20ºС определяется по справочным данным. D₂₀^SO2=0.867*10^-5 м²/с

Коэффициент диффузии D₃₀ при 30ºС определяется из уравнения:

D_Ж30=D₂₀[1+b_t(t-20)]

D_Ж30=0.867*10^-5[1+0,0179*(30-20)]=1,02*10^-5 м²/с

где b_t – температурный коэффициент:

3.13 Диффузионный коэффициент Прандтля для газа

Pr_Г=μ_Г/(ρ_Г*D_Г)

Pr_Г=1,74*10^-5/(1,3*13,15*10^-5)=0,102

3.13 Диффузионный коэффициент Прандтля для жидкости

Pr_Ж=μ_Ж/(ρ_Ж*D₃₀)

Pr_Ж=0.8*10^-3/(999*1.02*10^-5)=0.079

3.14 Высота единицы переноса для газовой фазы по формуле (п.3.9)

h_Г=0,615*0,048*8965,5^0,345*0,102^2/3=0,148 м

3.15 Высота единицы переноса для жидкой фазы:

h_Ж=119*4,34*10^-4*524,17^0,25*0,079^0,5=0,0695 м,

Q_ПРИВ.= м;

3.16 Суммарная высота единицы переноса

где У_Г и У_Ж – коэффициент ухудшения массоотдачи в газовой и жидкой фазах, находятся в пределах У_Г=0,85÷0,97; У_Ж=0,9÷0,995. Принимаем У_Г=0,97; У_Ж=0,995.

Константа фазового равновесия для средней точки

,

где , из графика

тогда

3.17 С учетом значений N_ОГ по п.3.5 и h_ОГ высота насадки составит

h_Н=7,04*0,204=1,45 м

3.18 Расстояние между днищем абсорбера и насадкой равно 1 – 1.3 D_a.

Расстояние от верха насадки до крышки абсорбера примем 0.5 D_a. Тогда общая высота абсорбера

H_a= h_Н+1 D_a+0.5D_a

H_a= 1.45+4.2+2.1=7.75, принимаем 8 м.

3.19 Гидравлическое сопротивление сухого аппарата

где при Rе > 40 ε₀=16/Re_Г^0,2 ε₀=16/8965,5^0,2 =2,59

Rе < 40 ε₀=140/Re_Г

ω_К – действительная скорость газа в абсорбере ( ω_К =ω_Г/ε)

ω_К =1,8/0,72=2,5

3.20 Гидравлическое сопротивление орошаемой насадки

,

где

β*10³ – керамические кольца Рашига

45 10; 15мм

51 25: 35 мм

48. 50 мм

40. 80 мм

33. 100 мм

L_ОР – плотность орошения

м³/(м²*ч)

M=10^33*0.02268=5.6

Па,