Расчет концентрации двуокиси серы

Характеристики, обозначения, расчет	Единица	Зна-
	измере-	чение
	ния
Максимальная концентрация SO2 ( по формуле (1.15))
	мг/м3	0,19
Расстояние xM(SO2) (по формуле (1.28))
xM(SO2)=12,3∙35	м	430
Коэффициент s1 для расстояния х (по форм (1.35-1.38)) x= 50м, х/xм=0,116 х = 100 м, х/xм=0,256 x = 200м, х/xм=0,465 x= 400м, х/xм=0,93 х= 1000 м, х/xм=2,32 х = 3000 м, х/xм=6,97	- - - - - -	0,069 0,232 0,633 1 0,644 0,154

Окончание таблицы А. 1

Концентрация c(SO2) на расстоянии х по формуле
(1-34)
х = 50м, с = 0,19 0,069	мг/м3	0,01
х =100м, с = 0,19 0,232	мг/м3	0,04
х = 200м, с = 0,19 0,633	мг/м3	0,12
х = 400м, c = 0,19 1	мг/м3	0,19
х= 1000 м, с = 0,19 0,664	мг/м3	0,13
х = 3000 м, с = 0,19 0,154	мг/м3	0,03

Приложение В

Пример расчета насадочного абсорбера

1. Исходные условия

Спроектировать насадочный абсорбер для очистки газа от диоксида серь раствором (суспензией) Са(ОН)₂ при следующих условиях:

V_г = 100000 м³/ч; t_г =30° С; начальная концентрация диоксида серы SO₂

в газовой смеси Ун=0,3 % по объему, конечная концентрация У_к=0,015% по объему; степень очистки = 95%; температура раствора Са(ОН)₂ подаваемого на орошение- 30° С.Процесс протекает при атмосферном давленииР =10,133∙10⁴ Па

2.Количественная оценка компонентов, участвующих в процессе

2.1.Определяем количество инертного газа и диоксида серы, поступающих в абсорбер из уравнения

где Вi=R/µ_i-удельная газовая постоянная, зависящая от молекулярного веса газа;

R -универсальная газовая постоянная. R = 8,31∙10³ Дж/(кмоль- град.)

2.2. Определяем парциальное давление компонентов на входе в абсорбер:

P^BХso2⁼PУ_H=10,133∙10⁴ ∙0,003-303,99Па

2.3. Определяем парциальное давление инертного газа на входе в абсорбер:

Р^ВХ so2=Р(1-Ун); Р^ВХин.г=10,133∙10⁴ ∙0,997 = 101026 Па.

2.4. Определим удельные газовые постоянные

Вин.г ⁼ R/µ_i ; Вин.г = 8310/28,98 - 286,7 Дж/(кг∙К).

Bso2= R/µ_i;(so2); Вин.г=8310/64 =129,8 Дж/(кг∙К).

тогда М^ВХин.г = 10.1∙10⁴ ∙100000/286,7 303 = 116121,55 кг/ч;

M^BXso2 = 303,99 10⁵ /(129,98 303) = 771,84 кг/ч;

2.5. Концентрация SO₂ в поступающем газе в килограммах на 1 кг инертного газа составит

Y_н - M^BXso2 /М^ВХин.г; Y_н= 771,84/116265,55 = 0,0066 кг/кг

2.6. Концентрация SO₂ в газе на выходе в килограммах на 1 кг инертного газа рассчитывается по формуле

где P^выхso₂⁼ 10,133∙10⁴ ∙0,00015 = 15,19 Па;

Рр - парциальное давление растворителя, Па.

Для воды при 30° Рр =4238,94 Па.

Тогда У_К= 15,19 64/(( 101308 - 15,19 - 4233,9)∙ 29,98) = 2,21∙10^-4 (кг/кг)

2.7.Количество поглощаемого SO₂:

M_SO2= M^BX_SO2∙

M_SO2= 771,84∙0,95 = 733,24 кг/ч.

При парциальном давлении P^выхso₂ ⁼ 303,99 и температуре 30° равновесное содержание SO₂ в суспензии Са(ОН)₂ составит 0,0028 кг/кг (т.е. X* = 0,0028 кг/кг).

Тогда минимальный расход поглотительного раствора составит:

L_min ⁼ M_SO2 / X*;

L_min = 733,24/0,0028 =261871,42(кг/кг)

2.8.Действительный расход поглотителя

Lo = L_min ∙1,2

Lo = 261871,42∙1,2 =315000 (кг/ч)

2.9. Содержание SO₂ в уходящем поглотителе на 1 кг раствора составит

X_к= M_S02/ L₀,

Х_к = 733,24 /315000 = 23,3∙10^-4 (кг/кг).

2.10. Удельный расход поглотителя:

l=(Y_Н – Y_К)/(X_K – X_H )

l = (0,0066 - 2,21∙10^-4)/(0,0023- 0) = 2,72 (кг/кг)

2.11. Полный расход поглотителя

L_o = L^-Мин.г,

L_o = 2,72∙116265 = 316000 (кг/ч).

2.12. Уравнение материального баланса абсорбера имеет вид

Мин.г∙(Y_Н – Y_К)= L_o ∙(X_K – X_H )т.е.

116265(0,0066 - 2,21∙10^-4) = 316000(23,2∙10^-4 - 0),

728,98 = 733,12,

∆М = 728,98 -733,12 = 4,14 (кг).

Относительная погрешность составляет

=2∙∆М /(Мин.г+ L_o

=(4,14 2/1462,1)∙100 = 0,56%, что допустимо.

3.. Решение уравнений массопередачи

3. 1. Из уравнения рабочей линии

принимаем L/G=l, тогда

Ограничимся определением в точке, соответствующей среднему значению У:

=(0,006+0,000291)/2=0,00344 (кг/кг)

Для этого получим

,

(0,00341-0,006 ∙2.72∙0,00232)/2,72 = 116∙10^-5 кг/кг,

3.2. Для построения линии равновесия на входе газа принимаем

Х_к=23,3∙10^-4 кг/кг, У_н=- 0,0066 кг/кг.

Парциальное давление диоксида серы над раствором на входе газа (при Х_к=23,3∙10^-4 кг/кг составит Р*=479,9 Па

(Розснкноп З.П. Извлечение серы из газов. - М.; Госхимиздат 1952. -192 с.)

Равновесное значение Ун* на входе газа определяется из условия

Ун* - Р*/Р; У_Н*=479,9/101330=6,00473 кг/кг.

Аналогично на выходе газа Хн =0; У_к=2.91∙10^-4 кг/кг ; У_к * =0.

Для средней точки X =116∙10^-5 кг/кг; У* = 0,00344 кг/кг; Р* = 233,97 Па.

У*=233,27/101330 = 0,00230 кг/кг).

3.3. Для остальных газов Мр_х находят по таблице Б.1.

Таблица Б.1-Константы фазового равновесия для водных растворов некоторых газов.

Газ	Константа фазового равновесия Мрх ,кПа, при температурах, °С
	0	5	10	15	20	30	40	50	60	70	80	90	100
Водород	587	616	645	670	693	739	761	775	775	771	765	761	755
Азот	536	605	677	748	815	936	1060	1150	1210	1260	1280	1280	1270
Воздух	424	495	556	615	672	782	881	859	1020	1060	1090	1100	1090
Оксид углерода	356	400	448	496	543	628	705	770	834	856	857	858	857
Кислород	257	294	332	370	405	481	556	596	638	672	695	708	710
Метан	227	263	301	341	380	455	527	586	635	675	691	702	710
Оксид азота	171	195	220	245	268	314	358	395	424	443	453	457	460
Этан	127	157	192	229	267	347	430	505	572	632	670	695	702

Продолжение таблицы Б1
Газ	Константа фазового равновесия Мрх , кПа, при температурах, L
	0	5	10	15		20		30		40 |	50		60		70		80		90		100
Этилен	55,9	66,2	77,0	90,7		103		128		-	-		-		-		-		-		-
Закись азота	9,86	11,9	14,3	16,8		20		25,9		-	-		-		-		-		-		-
Диоксид углерода	7,37	8,70	10,6	12,4		14,4		18,8		23,6	-		-		-		-		-		-
Ацетилен	7,33	8,53	9,74	10,9		12,3		14,8		-	-		-		-		-		-		-
Хлор	2,72	3,34	3,96	4,61		5,36		6,70		8,0	9,03		9,75		9,94		9,73		9,63		-
Сероводо­род	2,70	3,19	3,70	4,28		4,90		6,17		7,55	8,96		10,4		12,1		13,7		14,5		14,3
Бром	0,216	0,279	0,472	0,602		0,92		1,35		1,94	2,55		3,25		4,10		-		-		-

Из уравнения m_xy = mp_x /P определяется константа фазового равновесия, с

учётом того, что m_xy= Y*/X, где выражения концентраций представлены в мольных долях. С другой стороны мольная доля компонента

У = (С∙R∙Т)/(Р∙М_к),

тогда m_XY ∙X = (С∙R∙Т)/(Р∙М_к),

откуда (m_XY∙X∙(Р∙М_к ))/(R∙T) = С (кг/м³), разделив

С на р, получаем равновесное значение У_н* на входе газа в аппарат. Аналогично на выходе газа Хн = 0; У_к из п.2.6 Yк* = 0.

Строим в масштабе график распределения концентраций, рисунок Б1.

Из графика видно, что

Рисунок Б.1- График распределения концентраций по поверхности абсорбера

Находим среднюю движущую силу процесса

Находим среднюю движущую силу процесса

3.4. Движущая сила для переноса серы:

∆У_Б = Yн -Ун*; ∆У_Б = 0,0066 - 0,00473 = 1,87∙10^-3 (кг/кг)

∆У_м = У_к-Ук*; ∆У_м = 2,91∙10^-4-0 = 2,91∙10^-4(кг/кг)

У_ср =0,00083 кг/кг

3.5. Число единиц переноса

Nor ⁼ (Ун-Ук)/∆Уср; Nor = (0,0066∙2,91∙10 ^-4)/0,00083 =7,61.

3.6. В качестве насадки выбираем кольца Рашига размером 100x100x10 мм.

По таблице 3.4 определяем характеристику насадки: а = 60 м²/ м³; 1 = 0.72 м³/м³; dэкв. = 0.048м.

3.7. Плотность смеси воздуха и сернистого ангидрида:

ρ_см=(G_ин ∙ρ_ин+G_so2∙ρ_so2)/( G_ин + G_so2),

ρ_см = (116121∙1,29 + 771∙2,69У(116121 + 771) = 1,29 кг/м³

Плотность и вязкость жидкости

ρ_ж = 999 кг/м³; μ_Ж = 0,0008 Па∙с.

3.8. Площадь сечения абсорбера определяется из условия скорости к свободному сечению аппарата w_r = 1 ... 2 м/с. Принимаем w_r = 1,8 м/с:

S_a = G/(360O∙w_r∙pr),

где G =М_ИН.Г. + Mso2

S_a =1000007(3,600∙1,8∙1,29) = 12м².

Из указанной площади определяется диаметр аппарата.

3.9. Определим высоту единицы переноса (ВЕП)

для газовой фазы:

h_r = 0.615∙d_э∙Reг^0,345∙Рг^2/3,

для жидкой фазы:

h_ж=119Q_npив. ∙R_eж^o25*Pг^0,5,

где Q_npив. - приведенная толщина пленки жидкости, м;

Коэффициент диффузии диоксида серы в газе - носителе (воздухе) при 30° С, определяется по формуле

D_г-D₀P_so2/P(T/T_o)^3/2

где D_o-коэфф. диффузии SО₂ в воздухе при Р= 10∙10⁴Па и 0°С(D₀=0,037,м²/ч,

Т - абсолютная температура газа, Т_о - температура, при которой определен коэффициент диффузии.

3.10. Критерий Рейнольдса для газа:

R_er=4∙w_г/(a∙μ_г),

R_er =4∙2205/(60∙1,24∙10^-5)= 10363,

где w_г=G_m / (3600∙S_a); w_г =2,705 км /м² с,

μ_г=1,74∙10^-5 Па∙с.

3.11. Критерий Рейнольпса для жидкой фазы:

R_er=4∙w_г/(a∙μ_ж),

R_er=4∙7,29/(60∙ 0,8∙10^-3)=607,5

где w_ж =L_o/(3600∙S_a);

w_г= 315000/(3600∙120) = 7,29 кг/м² с.

3.12. Коэффициент диффузии SO₂ в жидкой фазе при 20° С определяется по справочным данным. = 0,867∙10^-5 м² / с.

Коэффициент диффузии D₃o при 30° С определяется из уравнения:

D_ЖЗО = D2o{l+bt(t-20)}

D_ЖЗО =0,867∙10^-5∙[1+0,0179(30-20)]=1,02∙10^-5 м²/с

где bt - температурный коэффициент,

.

3.13. Диффузионный коэффициент Прандтля для жидкости

Р_г*=μ_ж/(РжD_ЗО),

Р_г* = 0,8∙10^-3/(999∙1,022∙10^-5 =0,078.

3.14. Высота единицы переноса для газовой фазы по формуле (п.3.9)

hг = 0,615∙0,048∙10363^0,345∙1,152^2/3 = 0,788 м.

3.15. Высота единицы переноса для жидкой фазы

hж = 119∙0,403∙10 ∙607,5^0,25∙0,078^0,25 = 0,00665 м.

3.16. Суммарная высота единицы переноса

hoг = Н_Г/У_Г + М_УХ/1∙Нж/Yж,

где Уг и У_ж - коэффициент ухудшения массоотдачи в газовой и жидкой фазах, находится в пределах Уг = 0,85 ... 0,97; Уж ⁼ 0,9 ... 0,995. Принимаем У_г = 0,97, У_ж = 0,995

Константа фазового равновесия для средней точки:

myx = У*/X

myx = 0,0023/116 10⁵= 1,98,

тогда h_or = 0,788/0,972 + 1,98/2,71∙0,00615/0,995 = 0,818 м.

3.17. С учетом значений Nor по п.3.5 и hor высота насадки составит

h_H = 7,6∙0,818 = 6,218м.

3.18. Расстояние между днищем абсорбера и насадкой равно 1 ... 1.3 D_a,. Расстояние от верха насадки до крышки абсорбера примем 0,5 D_a.

Тогда общая высота абсорбера

H_a = h_H + D_a+0,5D_a,

Н_a = 6,2+3,8+1,95 = 12,05, принимаем 12 м.

3.19. Гидравлическое сопротивление сухого аппарата

где при R_e>40 ε₀=16/Rer^0.2 ε₀ =16/10363^0.2 =2,52;

при R_e <40 ε₀=140/Reг;

- действительная скорость газа в адсорбере ( ),

=1,8/0,72=2,5;

∆p ^сух =2,52∙6,2/0,048∙2,5∙2,5∙1,29/2=1340 Па.

3.20. Гидравлическое сопротивление орошаемой насадки

∆р_ор=М∙∆p _сух

где М=10^{β∙Lср∙0,001} ,

β∙10³ - Керамические кольца Рашига

48 ... 50мм,

40 ... 80мм,

33 ... 100мм,

L_cp - плотность орошения:

L_cp =315000/(999∙12)=26,27 м³/м²∙ч;

М=7,36;

∆Р_ор=7,36 1340=9707Па.

Приложение Г