Контрольная работа: 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°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) 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 ρ_0у – средняя плотность парогазовой смеси при нормальных условиях. Принимаем плотность парогазовой смеси равной плотности коксового газа, ρ_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, ρ - 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)·(ρ_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/(0,067-0,00002)=11516,8 кг/с

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

 м

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 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/(ρ_хS),

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 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 ψ 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·σ·ψ,

где Н_н – высота слоя насадки, м; S – площадь поперечного сечения аппарата; σ – удельная поверхность сухой насадки, м²/м³; ψ – 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·σ·ψ),

откуда:

К_у=G/(h_оу·S·σ·ψ)

σ=235 м²/м³, S=πD²/4=2,01 м²; ψ=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·σ·ψ)=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/η,

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_ω=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_ω·W=х_f·F

W=F-1=1,9025-1=0,9025

х_f=( х_р+х_ω·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 ρ_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°С.

Расход теплоты, отдаваемой охлаждающей воде в водяном холодильнике дистиллята:

,

где удельная теплоемкость дистиллята  взята при температуре 82°С.

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 =2159×10³ Дж/кг – удельная теплота конденсации греющего пара.

Уравнение теплопередачи:

Q=К·F·Δt_ср

К=580 Вт/м²·К; Q=2564,9 кВт; Δt_ср=110,6-93=17,6°С

поверхность нагрева в кубе колонны:

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