Усовершенствование технологии процесса улавливания сырого бензола

; (3.23)

 

Общая высота одного абсорбера:

H_a = H_н + 3,6 + 2,6 = 32 (м);

7. Расчёт гидравлического сопротивления абсорберов

Необходимость расчёта гидравлического  сопротивления насадок ΔP_н обусловлена тем, что оно определяет энергетические затраты на транспортировку газового потока через абсорберы:

ΔP_н = ΔP·Н;

Здесь удельное сопротивление насадки [3]:

; (3.24)

где:

λ = 0,24 – коэффициент сопротивления насадки;

δ_св = 0,0152 – относительное свободное сечение насадки;

Получаем:

 

Общее гидравлическое сопротивление насадок абсорберов:

ΔP_н = 3,6·24,8 = 178,2 (кгс/м²) = 1782 Па;

Анализ результатов расчёта  насадочного абсорбера показывает, что основное диффузионное сопротивление  массопереносу сосредоточено в  жидкой фазе. Поэтому можно интенсифицировать  процесс абсорбции, либо увеличив расход поглотительного масла, либо уменьшив диаметр абсорбера.

Увеличение расхода абсорбента приведёт к соответствующему увеличению нагрузки на систему регенерации абсорбента, что связано с существенным повышением капитальных и энергетических затрат.

Уменьшение диаметра абсорбера  приведёт к увеличению скорости газа, что вызовет соответствующее возрастание гидравлического сопротивления насадок.

 

Приведём результаты расчёта абсорберов при рабочей скорости газа   ω_д = 2,5 м/с:

U, м³/(с·м²) 32,9·10^{– 4}

β_x, кг/(с·м²) 0,382·10^{– 3}

β_y, кг/(с·м²) 0,012

К_у, кг/(с·м²) 3,7·10^{– 4}

F, м² 2,87·10⁵

d_д, м 3,6

Н, м 49,5

ΔР_н, Па 1782

Число абсорберов 2

 

Литература

1. Касаткин А.Г. Основные процессы и аппараты химической технологии. Изд. 9-е, М, Химия, 1973. 750 с.
2. Справочник коксохимика. Т.3, М., Металлургия, 1966. 391 с.
3. Рамм В.М. Абсорбция газов. М., Химия, 1976. 655 с.
4. Коробчанский И.Е., Кузнецов М.Д. Расчёт аппаратуры для улавливания химических продуктов коксования. М., Металлургия, 1972. 295 с.
5. Александров И.А. Ректификационные и абсорбционные аппараты. М., Химия, 1978. 277 с.
6. Лащинский А.А., Толчинский А.Р. Основы конструирования и расчёты химической аппаратуры. Л., Машиностроение, 1970. 
   752 с.
7. Стабников В.Н. Расчёт и конструирование контактных устройств ректификационных и абсорбционных аппаратов. Киев, Техника, 1970. 208 с.
8. Павлов К.Ф., Романков П.Г., Носков А.А. Примеры и задачи по курсу процессов и аппаратов. Л., Химия. 1964. 552 с.
9. Бретшнайдер С. Свойства газов и жидкостей. М.-Л., Химия, 1970 535 с.
10. Колонные аппараты. Каталог. М., ЦИНТИХИМНЕФТЕМАШ, 1978. 31 с
 

2. Расчёт тарельчатого абсорбера с провальными тарелками

 

1. Расчёт скорости газа и диаметра абсорбера

Скорость газа в интервале устойчивой работы провальных тарелок может  быть определена с помощью обобщённого  уравнения [1, 3]:

;

где

;

В этих уравнениях:

ω - скорость газа в колонне, м/с;

d_э - эквивалентный диаметр отверстия, м;

F_с - относительное свободное сечение тарелки, м²/м²;

Получаем:

Х = (35,51/12,092)^1/4·(0,5283/1060)^1/8 = 0,506;

Коэффициент В равен 2,95 для нижнего и 10 - для верхнего пределов нормальной работы тарелки. Наиболее интенсивный режим работы тарелок соответствует верхнему пределу, когда 
В = 10, однако с учётом возможного колебания нагрузок по газу принимают В = 6...8.

Приняв коэффициент В = 8, получим:

Y = 8·2,72^-4·0,506 = 1,057;

По каталогу [12] (см. приложение VI.1) выберем провальную тарелку со свободным  сечением F_с = 0,18 м²/м² и d_э = 0,016 м.

Получаем:

 

Отсюда  ω = 2,62 м/с.

Диаметр абсорбера находят из уравнения расхода:

 

 

Принимаем d_д = 3,6 м.

Тогда действительная скорость газа в колонне будет равна:

ω_д = ω·(d/d_д)² = 2,62·(3,52/3,6)² = 2,5 (м/с);

2. Расчёт высоты светлого слоя жидкости.

Высоту светлого слоя жидкости h_о на тарелке находят из следующего соотношения [3]:

;

отсюда:

;

Высоту газожидкостного барботажного слоя (пены) h_п для провальных тарелок определяют по критерию Фруда [3]:

;

где скорость газа в свободном сечении  тарелки:

ω_о = ω_д/F_с = 2,5/0,18 = 13,9 (м/с);

коэффициент:

;

 

коэффициент В пересчитаем с  учётом действительной скорости газа в колонне:

В_д = В(ω_д/ω)² = 8·(2,5/2,62)² = 7,3;

 

Получаем:

 

 

отсюда h_п = 0,213 м.

Газосодержание барботажного слоя находят по уравнению [3]:

Тогда высота светлого слоя жидкости:

h_о = (1– 0,8)·0,213 = 0,043 (м);

 

3. Расчёт коэффициентов массоотдачи

Рассчитав коэффициенты молекулярной диффузии БУ в масле D_x и D_y (см. раздел 4.1.5.), вычислим коэффициенты массотдачи:

;

;

 

= 1,023·10^{– 3}(м/с);

 

= 0,76 (м/с);

Выразим β_xf и β_yf в выбранной для расчёта размерности:

β_xf = β′_xf·ρ_x = 1,023·10^{– 3}·1060 = 1,08 (кг/м²·с);

β_yf = β′_yf·ρ_y = 0,76·0,5283 = 0,4 (кг/м²·с);

 

 

Коэффициент массопередачи K_yf определим по уравнению аддитивности фазовых диффузионных сопротивлений:

;

где коэффициент распределения  «масло/газ»:

m = 2 кгМ/кгГ;

Получаем:

К_yf = (0,4^–1+ 2/1,08)^–1 = 0,23 (кг/м²·с);

 

4. Расчёт числа тарелок абсорбера

Суммарная поверхность тарелок:

Число тарелок абсорбера:

n_т = F/f ;

Рабочую площадь тарелок с перетоками определяют с учётом площади, занятой  переливными устройствами:

f = φ S;

где φ - доля рабочей площади тарелки, м²/м²;

Рабочая площадь f провальной тарелки  может быть принята равной сечению абсорбера, т.е. φ = 1. Тогда требуемое число тарелок равно:

n_т = 461,8/(1·10,18) = 45;

 

 

5. Выбор расстояния между тарелками и определение высоты абсорбера

Расстояние между тарелками  провального типа принимают равным или несколько больше суммы высот  барботажного слоя h_п и сепарационного пространства h_с:

h ³ h_п + h_с

Высоту сепарационного пространства вычисляют, исходя из допустимого брызгоуноса с тарелки:

е_бр = 0,1 кгМ/кгГ;

Рекомендовано [3] расчётное уравнение  брызгоуноса с тарелок различных  конструкций:

;

где поправочный множитель, учитывающий  свойства жидкости:

для провальных тарелок:

А = 1,4·10^-4;

m = n = 2,56;

Тогда:

 

 

Отсюда h_c = 0,344 м.

Расстояние между тарелками:

h ³ 0,213 + 0,344 = 0,557 м;

Выберем  h = 0,6 м.

Тогда общая высота тарельчатых  частей абсорберов:

H_т = (n_т –1) h = (45 –1)·0,6 = 26,4 (м);

Обычно высота абсорберов не превышает 30...40 м. В состав абсорбера, кроме тарельчатой части, входят ещё дополнительные устройства, которые в сумме имеют высоту 16...20 м.

Исходя из вышесказанного, выбираем число последовательно  соединённых абсорберов n_а = 2, в каждом из которых число тарелок:

n′_т = 45/2 = 23;

 

высота тарельчатой части:

H′_т = (n′_т –1) h = (23 –1)·0,6 = 13,2 (м);

отводим на дополнительные устройства 18,8 м, тогда высота каждого абсорбера:

Н_а = H′_т + 18,8 = 32 м;

6. Расчёт гидравлического сопротивления тарелок абсорбера

Гидравлическое сопротивление  тарелок абсорберов определяют по формуле:

ΔР_а = ΔР · n_а· n′_т;

Полное гидравлическое сопротивление одной тарелки ΔР складывается из трёх слагаемых:

ΔР = ΔР_с + ΔР_п + ΔР_σ ;

Гидравлическое сопротивление  сухой (неорошаемой) тарелки:

;

где коэффициент сопротивления  сухой тарелки:

ξ = 1,5;

 

Гидравлическое сопротивление газожидкостного слоя (пены) на тарелке:

ΔР_п = g ρ_x h_o;

ΔР_п = 9,8·1060·0,043 = 447 (Па);

Гидравлическое сопротивление, обусловленное  силами поверхностного натяжения [3]:

ΔР_σ = 4σ/d_э ;

ΔР_σ = (4·20·10^-3)/0,016 = 5 (Па);

Тогда для одной тарелки:

ΔР = 76 + 447 + 5 = 528 (Па);

Гидравлическое сопротивление  всех тарелок абсорбера:

ΔР_а = 528·2·23 = 24288 (Па);

 

Литература

1 Касаткин А.Г. Основные процессы и аппараты химической технологии. Изд.9-е