Министерство образования и науки Российской Федерации

Магнитогорский государственный технический университет имени Г.И.Носова.

Кафедра химической технологии неметаллических материалов и физической химии.

Расчет процесса абсорбции

Методические указания к выполнению курсового проекта по дисциплине «Процессы и аппараты химической технологии» для студентов специальностей 240403 всех форм обучения

Магнитогорск

2010

Составитель В. В. Вейнский, А. В.Горохов.

Расчет процесса абсорбции: Методические указания к выполнению курсового проекта по дисциплине «Процессы и аппараты химической технологии» для студентов всех форм обучения спец. 240403. Магнитогорск: МГТУ, 2010. 13 с.

© Вейнский В. В.,

Горохов А.В..

Введение

Настоящие указания предназначены для студентов, выполняющих практические и самостоятельные работы, курсовые проекты по процессам и аппаратам химической технологии. Они могут быть полезными также при выполнении дипломных проектов.

В указаниях рекомендуется последовательность расчета процесса абсорбции, методика расчета и выбора абсорбера из выпускаемых се­рийно аппаратов.

Если для практических и самостоятельных занятий расчет насадочного абсорбера является самостоятельной задачей, то для курсово­го проекта это лишь один из возможных вариантов. В курсовом проек­те необходимо на основе расчетов выбрать конструкции абсорбера: насадочный или тарельчатый, поверхностный или распыливающий, а так­же рассчитать и выбрать другое оборудование, предусмотренное тех­нологической схемой.

Для расчета абсорбера необходимо иметь данные о системе: какая примесь, из какого газа и каким абсорбентом извлекается, есть ли другие примеси, начальная и конечная концентрация абсорбтива, про­изводительность процесса, давление и температура процесса; наличие замкнутого цикла, степень очистки абсорбента.

I. Расчет равновесия в процессе абсорбции

Для примера возьмем, что из воздуха водой поглощается С0₂. Начальная концентрация СО₂ в смеси - 10 % объема. Эффективность очист­ки – 99,5 %. Производительность установки 10000 нм³/ч по исходной смеси. Процесс проходит под давлением 5 ат при температуре 25 °С Абсорбент находится в цикле, причем десорбция осуществляется ост­рым паром и эффективность десорбции - 99 %.

Для линеаризации уравнений целесообразно вести расчеты, исполь­зуя относительные концентрации. Теоретические основы процесса аб­сорбции изложены в [1,2]. Для идеальных газов объемная доля чис­ленно равна мольной доле.

Пересчет концентрации абсорбтива из абсолютных величин в относитель­ные даст:

У_н = У_н /(1 – У_н) = 0,1/(1 - 0,1) = 0,111 кмоль СО₂/кмоль воздуха.

У_к = У_к /(1 – У_к) = 0,005/(1 – 0,005) = 0,0503 кмоль С0₂/ кмоль воздуха

При общей нагрузке по, газовой смеси G = 10000 нм³/ч и начальной концентрации CO₂ - 10 % нагрузка по инертному газу (воздуху) составит G_воз = G*(1 – У_н) = 10000*(1 – 0,1) = 9000 нм³/ч.

Количество абсорбтива, переходящее из фазы газовой в фазу жидкую, составит:

М = G_воз/22,4*(У_н – У_к) = 9000/22,4*(0,111 – 0,00503) = 42,58 кмоль/ч.

Для плохо растворимых газов физическая абсорбция описывается зако­ном Генри, который в сочетании с законом Дальтона дает выражение:

У^* = Н/Р*Х (1)

где У^* - относительная равновесная концентрация абсорбтива в газовой фазе;

X - относительная концентрация абсорбтива в жидкой фазе;

Н - константа Генри, выраженная в единицах давления;

Р - общее давление в системе.

Из этого выражения можно определить концентрация CO₂ в жидкой фа­зе в условиях равновесия.

Константа Генри для водного раствора СО₂ при температуре 25 °С составит 1,24*10⁶ мм рт.ст. [3,c.539] или165,3*10⁶ Пa.

С учетом этого выражение для линии равновесия

У^* = 165,3*10⁶/5*1,013*10⁵* Х = 326,36*Х

Принимаем в аппарате противоток

Х^* _к = У_н*Р/ Н = 0,111*5*1,013*10⁵/165,3*10⁶ = 3,401*10^-4 кмоль/кмоль Н₂О

По условию задания Х_н = 0,01*Х^*_к = 3,401 • 10^-6 кмоль/кмоль H₂O. Теоретически потребное количество воды для поглощения CO₂ (допус­кая равновесное содержание)

L_теор = М/(Х^*_к – Х_н) = 42,58/(3,401*10^-4 - 3,401 • 10^-6) = 126463,1 кмоль Н₂ 0/ч.

Поскольку в промышленных условиях состояние равновесия между фазами не достигается, то воды необходимо подавать больше, чем это рассчитано теоретически. Коэффициент избытка задается или выбирается.

Для данного конкретного примера выберем избыток орошения α = 1,4.

L_факт = L_теор* α = 126463,1*1,4 = 177048,3 кмоль Н₂0/ч.

Это составит 3186,86 т/ч и, принимая плотность воды при 25 °С 997 кг/м³, соответственно 3196,46 м³/ч (0,888 м³/с).

Начальная концентрация CO₂ в воде целиком зависит от мето­да десорбций, поэтому принимаем ее неизменной:

Х_н =3,401 10^-6 кмоль/кмоль H₂O.

Конечная концентрация будет значительно ниже равновесной

Х_к = Х_н + М/L_факт =3,401*10^-6 + 42,58/ 177048,3 = 2,44*10^-4 кмоль/кмоль H₂ O.

Уравнение рабочей линии процесса имеет вид:

У = L_факт/G_воз*(Х – Х_н) + У_к (2)

Подставив значения величин, получим:

У = 177048,3*22,4/9000*(Х – 3,401*10^-6) + 0,00503 = 440,65*X + 0,00353.

Используя уравнение рабочей и равновесной линий, построим фазовую диаграмму. Для этого достаточно вычислить значения У для рабочей и равновесной линий при значениях Х_н и Х_к .

Х_н = 3,401*10^-6, У^* _к = 0,00111, У_к = 0,00503,

Х_к = 2,44*10^-4, У^*_н = 0,0796, У_н = 0,111.

Вид фазовой диаграммы приведен на рисунке 1.

Вычислим движущую силу процесса на концах аппарата:

вверху абсорбера ΔУ = У_к - У*_к = 0,00503 - 0,00111 = 0,00392;

внизу абсорбера ΔУ = У_н – У^*_н = 0,111 - 0,0796 = 0,0304.

Отношение ΔУ_б/ ΔУ_м = 0,0304 /0,00392 = 7,74 > 2,

следовательно ΔУ_ср = (ΔУ_б – ΔУ_м)/ln(ΔУ_б /ΔУ_м) (3)

ΔУ_ср = (0,0304 – 0,00392)/ln(0,0304/0,00392) = 0,0129.

Рисунок 1 – Фазовая диаграмма процесса абсорбции СО₂ водой

Число единиц переноса по газовой фазе n_oy можно определить по формуле n_oy = (У_н – У_к)/ ΔУ_ср (4)

n_oy = (0,111 – 0,00503)/0,0129 = 8,215.

Необходимо проверить тепловой баланс процесса. При данных усло­виях теплота растворения С0₂ в воде составит q = 21000 кДж/кмоль растворенного вещества [2].

Целиком в процессе выделяется тепло Q = q*M, (5)

где М - количество абсорбтива, переходящего из газовой фазы в жидкую.

Q = 21000 * 42,58 = 894180 кДж/ч = 248,38 кДж/с (кВт).

Считая, что все выделенное тепло поглощается водой, иду­щей на орошение, вычисляем повышение температуры воды в резуль­тате процесса из уравнения теплового баланса

Q = L_факт*C_w*(t_K - t_H), (6)

где С_w - теплоемкость абсорбента (может быть принята при температуре t_н ), С_w = 4,187 кДж/кг*К

t_к - конечная температура абсорбента на выходе из абсор­бера - подлежит расчету, ⁰С;

t_н - начальная температура абсорбента, с которой он подается в абсорбер (обычно равна температуре процесса), ⁰С;

L_факт - фактический расход жидкости, кг/с.

t_к = t_н + Q/ (L_факт*C_w ) = 25 + 248,38/(885,24*4,187) = 25,07 ⁰C.

Т.о., расчет показывает, что заметного нагрева жидкости не происходит, и что нет необходимости организовывать отвод тепла из колонны. Если температура абсорбента повышается более, чем на 3 - 5°С, то необходимо в проекте предусмотреть отвод тепла из колонны.