Расчет абсобционной установки

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 y_н= 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 t_В1 = 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 М_А, М_В – 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

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 t_Н – начальная температура газовой смеси, t_Н = 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 V_с = 0,78 м³/м³; эквивалентный диаметр d_э = 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 М_г - мольная масса газовой фазы,

;

кг/кмоль.

Значения динамической вязкости компонентов μ, Па·с определим по таблице [4] при температуре 21 ºС μ_сп = 0,0074·10^-3 Па·с;

μ_возд = 0,0183·10^-3 Па·с [1, рис VI].

.

Коэффициент диффузии ацетона в воздухе при 25 ºС определяется по уравнению:

,

где D_Г0 – коэффициент диффузии ацетона в воздухе при
Р = 0,1 МПа и температуре 0 ºС, Т = 273 К, D_Г0 = 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 t_ж = 21°C

μ_ж = 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 Н_н = 8,4 м.

Высота насадочной колонны определяется по уравнению:

,

где H_н – 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.

h_яр=м

Высота абсорбера

м.

2.3 Расчёт гидравлического сопротивления насадки

Критерий Рейнольдса для газа Re_г = 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

Р_изб. = 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

d_экв -эквивалентный диаметр отверстия для щели тарелки, м

Для расчета допустимой скорости паров принимаем тарелку типа ТР ( ост 26-666-72) сталь углеродистая. d_экв =2*в=2*6=12 мм=0,012 м, s-ширина щели, s=4мм, F_с- свободное сечение тарелки, при шаге t=36мм, F_с=0,2м²/м² – принимаем относительно рассчитанного насадочного абсорбера с Д=2,6 м

Находим диаметр абсорбера:

м

Принимаем Д_станд =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 Д_ст=2,4м, F_с=0,2м²/м²

Определяем газосодержание барботажного слоя

>0,5

Высота светлого слоя жидкости

Определим коэффициенты массоотдачи:

Выразим в выбранной для расчета размерности:

кг/м²с

Выразим в выбранной для расчета размерности:

кг/(м²с)

Коэффициент массопередачи:

кг/м²с

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

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

Μ_ац = 0,85·10^-5 Па·с;(4) μ_возд = 2,·10^-5 Па·с.(1)

.

Теплоемкость при средней температуре

,

где С_ац – удельная теплоемкость ацетона при t₁ = 65,5 °С ,

по [4] С_ац =1438 Дж/(кг·град),

С_возд – удельная теплоемкость воздуха при t₁ = 65,5 °С ,

по [1] С_возд = 1007 Дж/(кг·град),

Дж/(кг·град).

Теплопроводность

,

где В = 0,25 · (9 · k - 5) [1]

k_ац= 1,26

тогда теплоемкость газа:

k_{г. см.}= k_бУ_н+ k_в (1-У_н) 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 d_т = 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: Д_кожуха = 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 м²К/Вт

-со стороны воды м²К/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

t_опр = 0,5 (t_ст + t). Ввиду того, что температура t_cT 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∆t_cp= 0,25*23,2=5,8°С.

При этом t_ст = t+ ∆t =34,5+5,8 =40,3°С, и за определяющую тем­пературу примем t_опр = 0,5 (40,3 +34,5) =37,4 °С.

При этих допущениях:

(G_rP_r)=>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 м²К/Вт

-со стороны воды м²К/Вт табл. 5.4 [4]

теплопроводность стальных труб: Вт/м*К

Поверхностная плотность теплового потока:

q=K∆t_ср=80,66*23,2=1871,312

Проверим применимость формулы расчета коэффициента теплоотдачи и уточним расчет. Расчетное значение ∆t_ср

∆t_ср= 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 t_ст= 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 d_э / 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 η_дв –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. η_дв=0,88

Рассчитаем запас напора на кавитацию

.

м.

По таблицам насыщенного водяного пара[1] определим давление насыщенных водяных паров при t = 21º С Р_t = 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; d_вн =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 l_н =50 м. На линии установлена 3 задвижки и 4 отвода под углом 90^о, 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 ΔР_а – гидравлическое сопротивление в насадочном абсорбере, ΔР_а=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. d_экв =2*в=2*6=12 мм=0,012 м, s-ширина щели, s=4мм, F_с- свободное сечение тарелки, при шаге t=16мм, F_с=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.