Расчет концентрации бензола в поглотительном масле. 
Определение расхода греющего пара

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 Р_абс.=800 мм.рт.ст., температура 40 °C. 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) h_оу=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; - конечная и начальная концентрация бензола в поглотительном масле, кг Б/кг М; - начальная и конечная концентрация бензола в газовой фазе, кг Б/кг Г выразим составы фаз, нагрузки по газу и жидкости в выбранной для расчета размерности:

; ,

Где с_0у — средняя плотность парогазовой смеси при нормальных условиях. Принимаем плотность парогазовой смеси равной плотности коксового газа, с_0у=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, у_н=67,89 м³/ч=3,031 кмоль/ч=236,4 кг/ч=15,8% (по массе); при 95% поглощении у_к=0,93% (по массе) Получим:

кг Б/кг Г

кг Б/кг Г

моль Б/кг М Для перевода объемной мольной концентрации в относительную массовую воспользуемся формулой:

М_А=260 кг/кмоль, с — плотность поглотительного масла, примем 900 кг/м³

кг Б/кг М Расход поглотительного масла L принят в 1,5 раза больше минимального L_min:

Отсюда:

где — концентрация бензола в жидкости, равновесная с газом начального состава. По условию задачи зависимость равновесной концентрации прямолинейна и равна 0,1 кмоль Б/кмоль Г.

Расход инертной части газа:

G=V₀(1-у_об)· (с_0у-у_н),

Где у_об — 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· ()=1432,77(0,56−0,0216)=771,4 кг/с Расход поглотителя:

L=М/()=771,4/(0,067−0,2)=11 516,8 кг/с Соотношение расходов фаз, или удельный расход поглотителя:

l=L/G=11 516,8/1432,77=8,04 кг/кг

2. Диаметр и высота насадочного абсорбера

Фиктивная скорость газа в абсорбере известна щ=0,5 м/с

V=3600 м³/ч=1 м³/с

м Выбираем стандартный диаметр обечайки абсорбера d=1,6 м.

Выбираем регулярные насадки фирмы Зульцер Хемтех удельная поверхность у=235 м²/м³, свободный объем е=0,9 м³/м³, эквивалентный диаметр d_э=0,015 м, насыпная плотность 490 кг/м³, число штук на 1 м³ 52 000.

Плотность орошения (скорость жидкости) рассчитывают по формуле:

U=L/(с_хS),

где S — площадь поперечного сечения абсорбера, м².

U=11 516,8/3600/900/0,785/1,6=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 U_min, выше которой всю поверхность насадки можно считать смоченной. Для насадочных абсорберов эта величина будет равна:

U_min=а· q_эф,

где q_эф=0,022· 10^-3 м²/с — эффективная линейная плотность орошения

U_min=235· 0,022·10^-3=5,17·10^-3 м³/(м²· с) Условие удовлетворяется и коэффициент смоченности насадки ш примем равным 1.

Поверхность массопередачи может быть найдена из основного уравнения массопередачи:

где К_х К_у — 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=Н_н· S·у·ш,

где Н_н — высота слоя насадки, м; S — площадь поперечного сечения аппарата; у — удельная поверхность сухой насадки, м²/м³; ш — коэффициент смоченности насадки, безразмерный.

Н_н=h_оу· n_оу,

где h_оу — высота единицы переноса; n_оу — общее число единиц переноса.

h_оу=G/(К_у· S·у·ш),

откуда:

К_у=G/(h_оу· S·у·ш) у=235 м²/м³, S=рD²/4=2,01 м²; ш=1

К_у=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 и — большая и меньшая движущие силы на входе потоков в абсорбер и на выходе из него, кг Б/кг Г.

В данном случае:

; ,

где и — концентрации бензола в парогазовой смеси, равновесные с концентрациями в жидкой фазе (поглотителе) соответственно на выходе и входе в абсорбер.

=0,56−0,158=0,402 кг Б/кг Г

=0,0216−0,0093=0,0123 кг Б/кг Г

кг Б/кг Г

м²

Н_н=F/(S· у·ш)=2048,1/(2,01·235·1)=4,34 м Количество единиц переноса:

n_оу=Н_н/h_оу=4,34/0,9=4,8?5 шт.

Уточненная высота насадки:

Н_н=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 Н_в=4,5+1,4+2,5=8,4 м

3. Высота терельчатого абсорбера

Определение высоты тарельчатого абсорбера проводятся по уравнению:

Н_т=(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=n_т/з, где n_т — число теоретических тарелок. Число теоретических тарелок находим графически. По гарфику находим число теоретических тарелок: n_т=3.

n=3/0,67=4,5?5

расстояние между тарелками выбираем из стандартного ряда и принимаем равным 0,5 м. Тогда:

Н_т=(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.

у=0,723х+0,263

Тогда =0,723, откуда G_х=2,61 — флегмовое число или количество флегмы, перетекающее сверху вниз по укрепляющей части колонны.

=0,263, откуда х_р=0,949 — состав дистиллята в долях моля легколетучего компонента.

;

у=1,25х-0,0180,8у+0,018

Таким образом, =1,25, откуда F=1,9025 кг-моль/кг-моль дистиллята — количество начальной смеси; =0,018, откуда х_щ=0,0036 — состав кубового остатка в долях моля легколетучего компонента.

G_х?=F+G_х=1,9025+2,61=4,5125 — флегмовое число в исчерпывающей части колонны.

Для всей колонны уравнение материального баланса

F=W+1;

х_р+х_щ· W=х_f·F

W=F-1=1,9025−1=0,9025

х_f=(х_р+х_щ· 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

Q_к+G_Fi_F = Q_д+ G_Di_D+ G_Wi_W +Q_п,

где Q_к — расход теплоты, получаемой кипящей жидкостью от конденсирующегося пара в кубе-испарителе. Вт; Q_д — расход теплоты, отнимаемой охлаждающей водой от конденсирующихся в дефлегматоре паров, Вт; Q_пот — тепловые потери (по условию задачи Q_пот=0); G_F, G_D, G_W — массовые расходы питания, дистиллята и кубового остатка, кг/с; i_F, i_D, i_W — соответствующие удельные энтальпии.

Q_к=Q_Д+G_Dс_Dt_D+G_Wс_Wt_W-G_Fс_Ft_F+0,

где с_D, с_W, с_F — средние удельные теплоемкости, Дж/кг· К; t_D, t_W, t_F — соответствующие температуры, °С (t_D=82°С, t_W=110,6°С, t_F=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 G_v=0,467· (273+93)/273=0,625 м³/с Средняя плотность исходной смеси с_см=(4,1+3,48)/2=3,79 кг/м³, тогда массовый расход G_F=2,37 кг/с

; ,

G_D=G_F/F=2,37/1,9025=1,25 кг/с

G_W=W· G_D=0,9025·1,25=1,12 кг/с Расход теплоты в паровом подогревателе исходной смеси:

Удельная теплоемкость исходной смеси взяты при температуре 93 °C.

Расход теплоты, отдаваемой охлаждающей воде в водяном холодильнике дистиллята:

где удельная теплоемкость дистиллята взята при температуре 82 °C.

Расход теплоты, отдаваемой охлаждающей воде в водяном холодильнике кубового остатка:

где удельная теплоемкость кубового остатка взята при температуре 110,6°С.

Расход теплоты, отдаваемой охлаждающей воде в дефлегматоре-конденсаторе, находим по уравнению:

Здесь где и — удельные теплоты конденсации бензола и толуола при 82⁰С.

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 и влажность 5% в кубе-испарителе где =2159Ч10³ Дж/кг — удельная теплота конденсации греющего пара.

Уравнение теплопередачи:

Q=К· F·Дt_ср

К=580 Вт/м²· К; Q=2564,9 кВт; Дt_ср=110,6−93=17,6°С поверхность нагрева в кубе колонны:

F=Q/(К· Дt_ср)=2564,9·10³/(580·17,6)=251,3 м²