Исходные данные:
1) количество газовой смеси, поступающей в абсорбер, V= 12 м3
/с;
2) температура газовой смеси, поступающей на установку t = 110 ºC,
3) начальная концентрация ацетона в газовой смеси yн
= 8 % об.;
4) степень извлечения ε = 94 %;
5) начальная массовая концентрация ацетона в воде
=0,0 % масс.;
6) степень насыщения η = 77%;
7) начальная температура воды, поступающей в абсорбер t1
=16 ºС;
8) давление в абсорбере р = 1,1 атм;
9) начальная температура охлаждающей воды в теплообменнике tВ1
= 19 ºС
10) концентрация вещества в поглотителе у*
= 1,6 х.
1 Расчёт материального баланса
Начальные относительные массовые составы газовой и жидкой фаз определяются по формулам:
,
,
где МА
, МВ
– молекулярные массы ацетона и воздуха, кг/кмоль.
Молекулярная масса ацетона (СН3
)СО , молекулярная масса инертной части (воздуха) .
кг/кг воды;
кг/кг воздуха.
Концентрация ацетона в газовой фазе на выходе из абсорбера определяется по формуле:
,
где - степень извлечения.
кг/кг воздуха.
Для определения равновесной концентрации ацетона выполним расчёт в следующей последовательности. Задаваясь рядом значений Х – конечных концентраций ацетона в воде, вытекающей из абсорбера, рассчитывается равновесная концентрация ацетона в газовой смеси по формуле У*
= 1,6 Х.
Конечную рабочую концентрацию ацетона в жидкости на выходе из абсорбера определяют по формуле:
,
где - равновесная концентрация поглощаемого компонента;
- степень поглощения, =77%
Результаты расчёта сведены в таблицу 1.
Таблица 1 – Результаты расчета
| , кг/кг |
0 |
0,03 |
0,06 |
0,09 |
0,04 |
| , кг/кг |
0 |
0,048 |
0,096 |
0,144 |
0,192 |
Линия равновесия представлена на рисунке 1.
При , тогда
кг/кг воды.
Рабочая линия: т.А - , кг/кг воды,
т. В - , кг/кг.
Определим объем газовой смеси, поступающей в абсорбер после холодильника. Температура газовой смеси на входе в абсорбер принимается на 5º С выше температуры воды в абсорбере t = 16 + 5 = 21º С.
,
где tН
– начальная температура газовой смеси, tН
= 110º С;
Р0
= 1 атм – давление газа при нормальных условиях,
Р = 1,1 атм – давление газа в абсорбере.
Количество ацетона, поступающего в абсорбер, равно
,
где ρ1
– плотность паров ацетона при условиях в колонне, определяется по формуле
,
Количество воздуха, поступающего в колонну, равно
,
где ρ2
– плотность воздуха при условиях в колонне, определяется по формуле
,
Плотность газовой смеси, поступающей на абсорбцию, определим по формуле
;
Количество газовой смеси, поступающей в абсорбер, равно
Количество поглощенного ацетона
кг/с.
Расход воды в абсорбер:
.
2 Расчет насадочного абсорбера
2.1 Определение скорости газа и диаметра абсорбера
Принимаем в качестве насадки керамические кольца Рашига размером 35х35х4 мм, неупорядоченные.
Характеристика насадки: удельная поверхность а = 140 м2
/м3
; свободный объём Vс
= 0,78 м3
/м3
; эквивалентный диаметр dэ
= 0,022 м.
Предельная скорость газа в насадочных абсорберах определяется по уравнению:
,
А – коэффициент для насадки из колец, А=0,022.
;
Рабочая скорость газа в колонне:
,
м/с.
Диаметр колонны:
,
м.
Выбираем стандартный диаметр обечайки колонны D = 2,6 м.
Плотность орошения колонны:
,
м3
/(м2
·с).
Оптимальная плотность орошения:
,
где b – коэффициент, при абсорбции паров органических жидкостей (паров ацетона) водой b = 2,58·10-5
[2].
м3
/(м2
·с).
Так как >1,
Определим действительную скорость газа в абсорбере
;
.
2.2 Определение высоты насадочной колонны
Определим движущую силу процесса по рисунку 1:
на входе в абсорбер
на выходе из абсорбера
Среднюю движущую силу вычислим по формуле
;
Определим свойства газовой смеси.
Рассчитаем вязкость газовой фазы
,
где Мг
- мольная масса газовой фазы,
;
кг/кмоль.
Значения динамической вязкости компонентов μ, Па·с определим по таблице [4] при температуре 21 ºС μсп
= 0,0074·10-3
Па·с;
μвозд
= 0,0183·10-3
Па·с [1, рис VI].
.
Коэффициент диффузии ацетона в воздухе при 25 ºС определяется по уравнению:
,
где DГ0
– коэффициент диффузии ацетона в воздухе при Р = 0,1 МПа и температуре 0 ºС, Т = 273 К, DГ0
= 0,082 ·10-4
м2
/с [6];
T – температура газовой смеси в колонне, Т = 273 + 21 =294 К;
м2
/с.
Критерий Рейнольдса для газовой фазы равен
,
.
Критерий Прандтля:
,
.
Коэффициент массоотдачи в газовой фазе для неупорядоченных насадок определяется по формуле [2] ,
где с и m – коэффициенты, для неупорядоченных насадок[2] m = 0,655; С = 0,407
м/с.
Выразим в выбранной для расчёта размерности:
,
кг/(м2
·с).
Для определения коэффициента массоотдачи в жидкой фазе рассчитываем следующие величины:
– приведённая толщина стекающей пленки жидкости:
,
где вязкость воды при температуре жидкости tж
= 21°C
μж
= 1,0·10-3
Па·с.
м.
–модифицированный критерий Рейнольдса для стекающей по насадке плёнке жидкости:
,
.
–диффузионный критерий Прандтля для жидкости:
,
где - коэффициент диффузии ацетона в воде при 21 ºС,
м/с [6].
.
Коэффициент массоотдачи в жидкой фазе находим по уравнению:
,
м/с.
Выразим в выбранной для расчёта размерности:
,
кг/м2
·с.
Находим коэффициент массопередачи для газовой фазы по уравнению:
,
значение коэффициента m определяется по формуле:
,
.
кг/(м2
·с).
Площадь поверхности массопередачи в абсорбере равна:
,
м2
.
Высоту насадки, требуемую для создания этой площади поверхности массопередачи, рассчитываем по формуле:
,
где S – площадь поперечного сечения абсорбера, м2
.
м.
Определим высоту насадки другим способом – с помощью числа единиц переноса и высоты единицы переноса.
Для определения высоты единицы переноса определяем [2, формулы 8.79, 8.81]:
– высоту единицы переноса для газовой фазы:
,
м.
– высоту единицы переноса для жидкой фазы:
,
м.
– удельный расход поглотителя:
, кг/кг.
Высота единицы переноса:
,
м.
Высота насадки с учетом числа теоретических тарелок, определенных графически из рисунка 1 – n = 7 шт.
,
м.
Выбираем большую из рассчитанных высоту насадки Нн
= 8,4 м.
Высота насадочной колонны определяется по уравнению:
,
где Hн
– высота насадочной части колонны, м;
- высота соответственно сепарационной части колонны (над насадкой), нижней части колонны и между слоями насадок, м.
Принимаем расстояние от слоя насадки до крышки абсорбера h1
= 0,5*2,6=1,3 м, расстояние от насадки до днища абсорбера h2
= 1,0*2,6 = 2,6 м.
hяр
=м
Высота абсорбера
м.
2.3 Расчёт гидравлического сопротивления насадки
Критерий Рейнольдса для газа Reг
= 4248. Коэффициент сопротивления сухой насадки определяется по формуле
,
Сопротивление сухой насадки:
Па
Гидравлическое сопротивление орошаемой насадки равно:
,
где b – коэффициент, для насадки из колец Рашига диаметром 50 мм в укладку, b = 47 [3];
U - плотность орошения насадки, U = 0,0038.
Па.
Давление развиваемое газодувкой
Ризб.
= 1,05*11890=12484,5 Па
3 Расчет тарельчатого абсорбера
3.1 Определение скорости газа и диаметра абсорбера
Скорость газа в интервале устойчивой работы можно определить по формуле:
, где
В-коэффициент, характеризующий работу решетчатой тарелки, принимаем В=8, е=2,72
dэкв
-эквивалентный диаметр отверстия для щели тарелки, м
Для расчета допустимой скорости паров принимаем тарелку типа ТР ( ост 26-666-72) сталь углеродистая. dэкв
=2*в=2*6=12 мм=0,012 м, s-ширина щели, s=4мм, Fс
- свободное сечение тарелки, при шаге t=36мм, Fс
=0,2м2
/м2
– принимаем относительно рассчитанного насадочного абсорбера с Д=2,6 м
Находим диаметр абсорбера:
м
Принимаем Дстанд
=2,4 м
Определяем действительную скорость газа на тарелке:
м/с
Расчет светлого слоя жидкости на тарелке
Определим уточненное значение коэффициента В
Определяем плотность орошения
Определяем критерий Фруда
С-коэффициент, определяем по формуле
Находим высоту газожидкостного слоя для абсорбера Дст
=2,4м, Fс
=0,2м2
/м2
Определяем газосодержание барботажного слоя
>0,5
Высота светлого слоя жидкости
Определим коэффициенты массоотдачи:
Выразим в выбранной для расчета размерности:
кг/м2
с
Выразим в выбранной для расчета размерности:
кг/(м2
с)
Коэффициент массопередачи:
кг/м2
с
Определяем число тарелок в абсорбере
Суммарная поверхность тарелок равна:
м2
Определяем площадь одной тарелки, -доля рабочей площади тарелки
Требуемое число тарелок равно:
тарелки, принимаем n=8 шт
Определяем расстояние между тарелками
Определяем высоту сепарационного пространства
,
где е=0,1, А=1,4х10-4
, m=2,56, n=2,56
f-поправочный коэффициент, учитывающий свойства жидкости
принимаем расстояние между тарелками равное 0,3 м.
Высота тарельчатой части абсорбера
Принимаем расстояние от верхней тарелки до крышки
м;
Принимаем расстояние от нижней тарелки до днища
Определяем высоту абсорбера
Полное гидравлическое сопротивление тарелок:
;
Гидравлическое сопротивление сухой тарелки:
;
Па
-коэффициент, зависит от конструкции тарелки, принимаем для решетчатой тарелки табл. 5 [2]
Гидравлическое сопротивление, обусловленное силами поверхностного натяжения:
Па
Гидравлическое сопротивление газо-жидкостного слоя (пены) на тарелке:
Па
Па
Проводим сравнение насадочного и тарельчатого абсорбера, данные отражены в таблице 2.
Таблица 2
| Параметр |
Насадочный абсорбер |
Тарельчатый абсорбер |
| Диаметр, м |
2,6 |
2,4 |
| Скорость газа, м/с |
1,37 |
1,86 |
| Высота, м |
14,6 |
5,7 |
| Сопротивление гидравлическое, Па |
12484,5 |
3319,8 |
| Число абсорберов |
1 |
1 |
| Объем абсорбера, м3
|
29,79 |
19,4 |
Сравнение этих данных показывает, что применение тарельчатого абсорбера позволяет значительно снизить энергетические затраты на преодоление газовым потоком сопротивления абсорбера. Поэтому выбираем для проведения процесса тарельчатый абсорбер.
4 Расчет вспомогательного оборудования
4.1 Расчет теплообменника для охлаждения газовой смеси
Исходные данные:
Расход газовой смеси G1
= 11,97 кг/с;
Температура газовой смеси на входе в теплообменник t1
′ = 110 ºС;
Температура газовой смеси на выходе из теплообменника t1
″ = 21 ºС;
Начальная температура охлаждающей воды t2
′ = 19 ºС.
4.1.1 Определение тепловой нагрузки теплообменника и расхода воды
Найдем среднюю температуру газовой смеси
t1
= 0,5 (t1
′ + t1
″) = 0,5 (110 + 21) = 65,5 ºС.
Газовая смесь при средней температуре 65,5 ºС имеет следующие свойства.
;
кг/м3
.
Вязкость газовой смеси при температуре 65,5ºС
Μац
= 0,85·10-5
Па·с;(4) μвозд
= 2,·10-5
Па·с.(1)
.
Теплоемкость при средней температуре
,
где Сац
– удельная теплоемкость ацетона при t1
= 65,5 °С ,
по [4] Сац
=1438 Дж/(кг·град),
Свозд
– удельная теплоемкость воздуха при t1
= 65,5 °С ,
по [1] Свозд
= 1007 Дж/(кг·град),
Дж/(кг·град).
Теплопроводность
,
где В = 0,25 · (9 · k - 5) [1]
kац
= 1,26
тогда теплоемкость газа:
kг. см.
= kб
Ун
+ kв
(1-Ун
) Вт/м К
В = 0,25 (9 · 1,388 - 5) = 1,873
Вт/м·К
Примем температуру охлаждающей воды на выходе из теплообменника равной 50 °С, тогда средняя температура воды
t2
= 0,5 (t2
′ + t2
″) = 0,5 (19 + 50) = 34,5 ºС.
Вода при средней температуре 34,5 ºС имеет следующие физико-химические и теплофизические свойства [1].
ρ2
= 994 кг/м3
; μ2
= 0,7298·10-3
Па·с, С2
= 4190 Дж/(кг·град),
λ2
= 0,622 Вт/м·град.
Тепловую нагрузку определим по формуле
;
Вт.
Определим расход охлаждающей воды из уравнения теплового баланса
.
кг/с.
Температурная схема теплообменника
110 ºС 21 ºС;
50 ºС 19 ºС;
;
Средняя разность температур между теплоносителями
ºС.
4.1.2 Определение коэффициента теплоотдачи для газовой смеси
Принимаем трубы теплообменника диаметром dт
= 25 х 2 мм. Направим газовую смесь в трубное пространство. Зададимся значением критерия Рейнольдса для газа Re = 40000 (развитое турбулентное движение) и определим требуемое число труб одного хода по формуле [2]
,
где d – внутренний диаметр трубы, d = 21 мм = 0,021 м;
.
По таблице 4.12 [4] принимаем одноходовой кожухо-трубчатый теплообменник: Дкожуха
= 1200 мм, n = 1083
Уточняем Re:
Режим движения газа – турбулентный.
Вычислим критерий Прандтля для газа
,
.
Определим коэффициент теплоотдачи по формуле [2]
,
где = 1, для газов отношение =1, [1].
.
Коэффициент теплоотдачи от газа к стенке
Вт/(м2
·К).
Определение коэффициента теплоотдачи от степени к охлаждающей воде. Критерий Прандтля для воды
м
Принимаем Re = 10000
где С- коэффициент для перегородок, С=1,72
Вт/м*К
Термическое сопротивление загрязнений:
-со стороны газовой смеси м2
К/Вт
-со стороны воды м2
К/Вт табл. 5.4 [4]
теплопроводность стальных труб: Вт/м*К
Определим поправочный коэффициент et
При этих значениях et0,8 рис.5 (1)
tут=tср* et= 23,2*0,8 =18,56
Требуемая площадь поверхности теплообмена:
м2
Принимаем одноходовой кожухо-трубчатый теплообменник ТН.
Диаметр кожуха 1200 мм
Число труб 1083мм
Диаметр труб 25 х 2 мм
Площадь поверхности теплообмена 765 м2
Длина труб 9 м
Число сегментных перегородок n = 14
Число труб по диагонали шестиугольника - 39
Запас площади теплообмена:
Уточненный расчет:
Определим число перегородок
Определим площадь сечения одного хода
Уточняем скорость движения воды
При расчете теплоотдачи в случае Rе < 10 000 определяющая температура
tопр
= 0,5 (tст
+ t). Ввиду того, что температура tcT
будет определена только в конце расчета, необходимо задаться величиной ∆t
В данном примере теплопередачи от газа к жидкости следует учесть, что коэффициент теплоотдачи от газа к стенке обычно значительно меньше коэффициента теплоотдачи от стенки к жидкости, поэтому примем ∆t= 0,25∆tcp
= 0,25*23,2=5,8°С.
При этом tст
= t+ ∆t =34,5+5,8 =40,3°С, и за определяющую температуру примем tопр
= 0,5 (40,3 +34,5) =37,4 °С.
При этих допущениях:
(Gr
Pr
)=>8*105
Значения β, ρ, μ и Рг для воды взяты по табл. XXXIX. (1)
Для горизонтального аппарата расчетная формула коэффициент теплоотдачи:
Принимаем по табл. 4.12(1) теплообменник с максимальной длиной труб L = 9м. Тогда:
где μ=0,657 при 40,3 °С
Коэффициент теплопередачи:
Термическое сопротивление загрязнений:
-со стороны газовой смеси м2
К/Вт
-со стороны воды м2
К/Вт табл. 5.4 [4]
теплопроводность стальных труб: Вт/м*К
Поверхностная плотность теплового потока:
q=K∆tср
=80,66*23,2=1871,312
Проверим применимость формулы расчета коэффициента теплоотдачи и уточним расчет. Расчетное значение ∆tср
∆tср
= q/α=1871,312/339,6=5,51 °С
Уточненное значение (GгРг):
(GгРг)=35,79*105
*(5,51/5,8)0,1
=35,6*105
Формула применена верно, так как (GгРг) > 106
и > 20.
Расчетное значение определяющей температуры
а было принято tст
= 37,4 °С.
Расчет q произведен правильно.
Расчетная площадь поверхности теплообмена:
Запас площади поверхности теплообмена:
Запас площади поверхности теплообмена достаточен.
Принимаем одноходовой кожухотрубчатый теплообменник ТН.
Диаметр кожуха 1200 мм
Число труб 1083мм
Диаметр труб 25 х 2 мм0
Площадь поверхности теплообмена 765 м2
Длина труб 9 м
Определяем диаметр патрубков
м/с;
м
м
Принимаем трубы для патрубков и колен по ГОСТ 10704-91*диаметром
для воды- 426x10 мм
для смеси- 820x11 мм
4.2 Расчет центробежного насоса для подачи в колонну поглотителя
Примем скорость воды во всасывающем и нагнетательном трубопроводах равной 2 м/с. Рассчитаем диаметр трубопровода по формуле
;
м.
Фактическая скорость воды в трубе
,м/с
м/с
Принимаем абсолютную шероховатость стенок труб е = 0,2 мм, степень шероховатости dэ
/ е = 119/0,2 =595. По рисунку находим значение коэффициента трения λ = 0,0235.
Вычислим критерий Рейнольдса
;
.
Примем следующие характеристики трубопроводных линий:
линия всасывания – длина l1
= 15 м; линия нагнетания – длина l2
= 50 м.
Определим сумму коэффициентов местных сопротивлений.
На линии всасывания:
1) вход в трубу (с острыми краями) ξ1
= 0,5;
2) отвод под углом 90° (2 шт) ξ2
= 0,21*2=0,42;
3) вентиль нормальный (2 шт) (для диаметра 119 мм) ξ3
= 0,47*2=0,94
.
На линии нагнетания:
1) отвод под углом 90° (3 шт) ξ1
= 0,21*3=0,63;
2) вентиль нормальный (4 шт) (для диаметра 119 мм) ξ3
= 0,47*4=1,88
3) диафрагма m=0,6 ξ3
= 2;
4) выход из трубы ξ4
= 1.
.
Определим потери напора по формуле
.
Потери напора на всасывающей линии
м.
Потери напора на нагнетательной линии
м.
Общие потери напора
м.
Определим необходимый напор насоса
.
Значения величин в формуле указаны в исходных данных.
м.
Определим полезную мощность насоса
.
кВт.
Мощность на валу электродвигателя
,
где ηдв
–0,8;
кВт.
Установочная мощность сотавит:
,кВт
кВт
Выбираем центробежный насос [2]: марка Х 90/19, производительность 0,025 м3
/с, напор 13 м, частота вращения n = 48,3 с-1
, мощность 10 кВт, электродвигатель АО2-51-2. ηдв
=0,88
Рассчитаем запас напора на кавитацию
.
м.
По таблицам насыщенного водяного пара[1] определим давление насыщенных водяных паров при t = 21º С Рt
= 2,4 ·103
Па.
Определим предельную высоту всасывания по формуле
.
.
Насос можно устанавливать над емкостью на высоте 4,39 м над уровнем водоема вполне допустимо.
5. Расчет вентилятора к тарельчатому абсорберу для перекачки газовой смеси
Определение гидравлического сопротивления аппарата
Принимаем скорость газовой смеси в трубопроводе 20 м/с и определяем диаметр трубопровода
, м
По найденному диаметру принимаем трубопровод из стали наружным диаметром 820х11 мм; dвн
=820-11*2 мм =798 м.
Фактическая скорость газа в трубе
м/с
Критерий Рейнольдса для потока газа в трубопроводе
>10000
Режим движения турбулентный.
Примем трубы стальные новые с абсолютной шероховатостью Δ = 0,2 мм
Относительная шероховатость трубы
,
По рисунку 1.5. [3] находим значение коэффициента трения λ =
0,015.
Примем длину нагнетательной линии lн
=50 м. На линии установлена 3 задвижки и 4 отвода под углом 90о
, диафрагма
Определяем коэффициенты местных сопротивлений [3, табл. XIII]:
- задвижка ξ =0,15*3=0,45
- отвод 900
ξ = 0,21*4=0,42
- диафрагма m=0,7 ξ =0,97
- вход в трубу (с острыми краями) ξ=0,5
- Выход с трубы ξ=1
Σ ξ = 0,45+0,42+0,97+ 0,5+1 =3,4
Определяем гидравлическое сопротивление трубопровода
, м
м
Определяем избыточное давление, которое должен обеспечить вентилятор
,
где ΔРа
– гидравлическое сопротивление в насадочном абсорбере, ΔРа
=3319,8 Па
Расчет мощности вентилятора
Выберем вентилятор марки ВЦ 12-49-8-01
Производительность – 12,5 м3
/с
Частота вращения – 24,15 об/с
Мощность э/двигателя – 110 кВт
Тип двигателя 4А 280 М4
Заключение
В результате расчета был выбран тарельчатый абсорбер диаметром 2,4 м и высотой 5,7 м. Характеристика тарелки: ТР ( ост 26-666-72) сталь углеродистая. dэкв
=2*в=2*6=12 мм=0,012 м, s-ширина щели, s=4мм, Fс
- свободное сечение тарелки, при шаге t=16мм, Fс
=0,2м2
/м2
– Для охлаждения газовый смеси подобран одноходовой кожухо-трубчатый теплообменник ТН.
Диаметр кожуха 1200 мм
Число труб 1083мм
Диаметр труб 25 х 2 мм
Площадь поверхности теплообмена 765 м2
Длина труб 9 м
Для подачи воды в абсорбер был выбран по [1] насос марки Х 90/19, производительность 2.5*10-2
м3
/с, напор 13 м, частота вращения n = 48,3 с-1
, мощность 10 кВт, электродвигатель АО2-51-2.
Для подачи охлажденной газовой смеси в абсорбер подобран вентилятор марки ВЦ 12-49-8-01
Производительность – 12,5 м3
/с
Частота вращения – 24,15 об/с
Мощность э/двигателя – 110 кВт
Тип двигателя 4А 280 М4
СПИСОК ИСПОЛЬЗОВАННОЙ ЛИТЕРАТУРЫ
1. Павлов К.Ф., Романков П.Г., Носков А.А. Примеры и задачи по курсу процессов и аппаратов химической технологии. – Л.:Химия,1987.- 575 с.
2. Иоффе И.Л. Проектирование процессов и аппаратов химической технологии: учебник для техникумов. – Л.: Химия, 1991.
3. Основные процессы и аппараты химической технологии: Пособие по проектированию. Под ред. Ю.И. Дытнерского– М.: Химия, 1991. – 436 с.
4. Плановский А.Н., Рамм В.М., Каган С.З. Процессы и аппараты химической технологии. – М.: Химия, 1966. – 848 с.
5. Расчет абсорбционной установки: Методические указания к курсовому проектированию по курсу «Основные процессы и аппараты химической технологии»/ГАСВУ, Уфимск. технол. ин-т сервиса. Сост. С.П. Ломакин, Уфа, 1998, 55 с.
6. Рамм В.М. Абсорбция газов.- М.: Химия, 1976, 655 с.
Введение
Абсорбцией называется процесс поглощения газов или паров из газовых или паро- газовых смесей жидкости поглотителями (абсорбентами). В абсорбционных процессах участвуют две фазы – жидкая и газовая и происходит переход вещества из газовой фазы в жидкую или наоборот. При физической абсорбции поглощаемый газ (абсорбтив) не взаимодействует химически с абсорбентом. Если же абсорбтив образует с абсорбентом химическое соединение, то процесс называется хемосорбцией. Физическая абсорбция в большинстве случаев обратима. На этом свойстве абсорбционных процессов основано выделение поглощенного газа из раствора - десорбция.
Сочетание абсорбции с десорбцией позволяет многократно применять поглотитель и выделять поглощенный компонент в чистом виде. Во многих случаях проводить десорбцию не обязательно, так как абсорбент и абсорбтив представляют собой дешевые или отбросные продукты, которые после абсорбции можно вновь не использовать.
В промышленности процессы абсорбции применяются главным образом, для извлечения ценных компонентов из газовых смесей или для очистки этих смесей от вредных примесей, а так же для получения готового продукта путем поглощения газа жидкостью.
Абсорбционные методы широко распространены в химической технологии и являются основной технологической стадией ряда важнейших производств (например, абсорбция SO3
в производстве серной кислоты; абсорбция HCl с получением соляной кислоты; абсорбция окислов азота водой в производстве азотной кислоты; абсорбция паров различных углеводородов из газов переработки нефти и т.п.). кроме того, абсорбционные процессы являются основными процессами при санитарной очистке выпускаемых в атмосферу отходящих газов от вредных примесей.
Содержание
Исходные данные
Введение
Описание технологической схемы установки
1 Материальный баланс
2 Расчет насадочного абсорбера
3 Расчет тарельчатого абсорбера
4 Расчет теплообменника
5 Расчет центробежного насоса
6 Расчет вентилятора
Заключение
Литература
Описание технологической схемы установки
Газ, охлажденный в теплообменнике 9, подается газодувкой 5 в нижнюю часть абсорбера 6, где равномерно распределяется по сечению колонны и поступает на контактные элементы (насадку). Абсорбент подается в верхнюю часть колонны центробежным насосом 4 из сборника 3. В колонне осуществляется противоточное взаимодействие газа и жидкости. Очищенный газ выходит из колонны в атмосферу. Абсорбент стекает через гидрозатвор в сборник 7, откуда насосом 5 направляется на дальнейшую переработку. Для охлаждения газа в холодильник из градирни 2 подается насосом 1 вода, которая после холодильника возвращается на охлаждение в градирню. Схема автоматизирована.
Цель системы автоматического регулирования определяется назначением процесса: очистка газа, поступающего в абсорбер или получение готового продукта. В данной работе рассматривается первая задача, в соответствии с которой основными регулируемыми параметрами являются: 1) концентрация извлекаемого компонента в газовой смеси на выходе из абсорбера; 2) температура газовой смеси, поступающей на абсорбцию; 3) уровень жидкости в абсорбере.
В большинстве случаев расход газовой смеси определяется техно-логическим режимом, т. е. абсорбционная установка должна переработать весь поступающий поток газа. Поэтому, например, при увеличении количества подаваемой в абсорбер газовой смеси возрастет концентрация извлекаемого компонента в газовой смеси на выходе из абсорбера. При помощи регулятора концентрации увеличится подача абсорбента в абсорбер, что обеспечит стабилизацию концентрации компонента в газовой смеси на выходе из абсорбера. Для улучшения процесса абсорбции поддерживается низкая температура газовой смеси, поступающей в абсорбер, путем изменения расхода охлаждающей воды, подаваемой в холодильник газа 9.