Абсорбция CO2

4 Мой Теплообменник.doc

4.РАСЧЁТ ТЕПЛООБМЕННИКА
Так как газовую смесь необходимо охладить от 80 0С до 30 0С то мы охладим её речной водой. В трубное пространство с меньшим проходным сечением целесообразно направить теплоноситель с меньшим расходом т.е. холодную воду. Это позволит выровнять скорости движения теплогасителей и соответствующие коэффициенты теплоотдачи увеличивая таким образом коэффициент теплоотдачи.
1. Температурные условия процесса.
Примем что вода в теплообменнике нагревается от 150С до 60 0С.
Температурная схема процесса
Из рисунка видно что
Δtм = 30 – 15 = 15 ºС
Δtб = 80 – 60 = 20 ºС
то средняя разница температур Δtср ºС определяется по формуле:
Средняя температура воды:
Средняя температура газовой смеси:
2. Расчёт тепловой нагрузки и расхода охлаждающей воды.
Тепловая нагрузка определяется по формуле:
где G1 – массовый расход газовой смеси кгс; t1H и t1K – соответственно начальная и конечная температуры газовой смеси 0С;
с1 – теплоёмкость газовой смеси при t1.
Зная что с1=970 Дж(кгК) и G1=858 кгс получим
Рассчитаем расход охлаждающей воды по уравнению:
где G2 – массовый расход охлаждающей воды кгс; t2H и t2K – соответственно начальная и конечная температуры охлаждающей воды 0С; с2 – теплоёмкость охлаждающей воды при t2.
Зная что с2=4100 Дж(кгК) получим:
3. Предварительное определение поверхности теплообмена.
Примем ориентировочное значение коэффициента теплопередачи равным Кор=40 Вт(м2К) Тогда поверхность теплообмена:
По ГОСТу 15118-79 принимаем кожухотрубчатый теплообменник с диаметром кожуха 1200 мм и 986 трубами ø25х2 F=697м2.
4. Расчёт термических сопротивлений стальных труб и загрязнений.
Принимаем тепловую проводимость загрязнений со стороны газовой смеси в среднем r1=2900 Вт(м2К); со стороны воды r2=2900 Bт(м2К). Теплопроводность стали λ=17.4 Вт(м2К)
Суммарное термическое сопротивление рассчитывается по формуле:
где – толщина стенки м.
Зная что =0.002 м получим:
5.Расчёт коэффициента теплоотдачи.
Принимаем температуру стенки tw1=52 0С
Для газовой смеси коэффициент теплоотдачи рассчитывается по эмпирическому уравнению:
где Рrw1 – критерий Прандтля при температуре стенки.
Находим критерии Рейнольдса и Прандтля для газовой смеси:
Поправкой (Pr1Prw1)0.25 здесь можно пренебречь так как разность температур t1 и tw1 невелика (менее Δtcp=32.887 0С). Следовательно получим:
Найдём плотность теплового потока отдаваемого газовой смесью по формуле:
Основываясь на том что какое количество тепла было отдано газовой смесью такое же количество прошло через стенку определим tw2:
Для воды коэффициент теплоотдачи рассчитывается по эмпирическому уравнению:
Определим все критерии:
Зная что Рrw2=327 получим
Плотность теплового потока от внешней поверхности загрязнений к воде:
Различие значений q1 и q2 свидетельствует о том что принятое в качестве первого приближения значение tw1 не соответствует действительному. В данном случае расхождение q1>q2 следовательно во втором приближении температуру tw1 надо повысить чтобы тем самым уменьшить значение q1.
Принимаем температуру стенки tw1=54 0С
Зная что Рrw2=312; получим для воды коэффициент теплоотдачи :
В данном случае получилось что q1q2
По полученным данным построим график зависимости q=f(tw1)
Графический способ определения температуры стенки итерационным методом
– зависимость q1=f(tw1); 2 – зависимость q2=f(tw1)
Из Рис.4.2 видно что tw1=5312 0C
Зная что Рrw2=336; получим для воды коэффициент теплоотдачи :
Определим среднюю плотность теплового потока:
Теперь определим необходимую поверхность теплообмена по формуле:
По ГОСТ 15118-79 принимаем теплообменник с запасом F=73 м2. Запас поверхности теплообмена составляет
Параметры принятого кожухотрубчатого теплообменника: F=73 м2 число труб n=465 диаметр труб кожуха D=800 мм длина труб 2.0 м ø25х2 мм.
5. Расчёт гидравлического сопротивления теплообменника.
Скорость газа в трубах определяется по выражению:
тр = G1S тр·1 (4.10)
где S тр – площадь одного хода по трубам 0161 м2 .
тр = 8580161·2357 = 227 мс
Коэффициент трения рассчитывается по формуле:
где е=Δd – относительная шероховатость труб; Δ – высота выступов шероховатостей. Принимаем Δ=0.2 мм. В конечном итоге имеем:
λ = 025(lg(02·10-30021·37 + (6815880000)09)-2 = 0038
Диаметр штуцеров в распределительной камере принимаем 0.150 м тогда скорость в штуцерах
тр.ш = 4·G1(·dтр.ш 2·ρ1) (4.12)
тр.ш = 4·858 314·0152·2357 = 206мс.
Расчётная формула для определения гидравлического сопротивления в трубном пространстве имеет вид:
Число рядов труб омываемых потоком в межтрубном пространстве
где n – число труб.
Округляя в большую сторону получим
Число сегментных перегородок х=6. Диаметр штуцеров к кожуху 0.2 м Скорость потока в штуцере определяется по формуле:
мтp ш = G2·4(·dмтр.ш2·2) (4.15)
мтp ш = 2255·4314·022·993 = 0072 мс.
Скорость жидкости в наиболее узком сечении межтрубного пространства площадью Sмтр=0.07 м2 равна:
мтр = G2( Sмтр ·2) (4.16)
мтр = 2255007·993 = 0032 мс.
В межтрубном пространстве следующие местные сопротивления: вход и выход жидкости через штуцера 6 поворотов через сегментные перегородки (по их числу х = 6) и 7 сопротивлений трубного пучка при его поперечном обтекании (х+1).
Проведя аналогичные расчёты для теплообменника который охлаждает газовую смесь от 80 0С до 30 0С речной водой получаем что нам необходим кожухотрубчатый теплообменник с F=73 м2 количеством трубок n=465 диаметр кожуха D=800 мм длина труб 2.0 м. ø25х2 мм. Речная вода в нём нагреется до 60 0С массовый расход её составляет
55 кгс.Гидравлический расчёт теплообменника даёт следующие результаты: гидравлическое сопротивление в трубном пространстве ΔРтр=160176Па и гидравлическое сопротивление в межтрубном пространстве ΔРмтр=45854 Па.

Реферат.doc

Отчет состоит из 42 стр. 3 рисунков 7 источников.
АБСОРБЕР ТАРЕЛКА ДИОКСИД УГЛЕРОДА ПОГЛОТИТЕЛЬ АБСОРБЕНТ АБСОРБАТ КОЛОННА ТЕПЛООБМЕННИК НАСОС КОМПРЕССОР
Объектом проектирования является установка для очистки воздуха от диоксида углерода.
Цель работы – выбор аппаратов для осуществления процесса очистки воздуха от диоксида углерода и их расчет.
В курсовой работе приведен литературный обзор в котором описана конструкция и принцип действия аппаратов используемых для абсорбции тарельчатых и насадочных абсорберов описаны основные типы тарелок для абсорбционных колонн. В курсовой работе также приведены обоснование и расчет аппарата применяемого для абсорбции диоксида углерода - насадочного абсорбера с насадкой: керамические кольца Рашига осуществлен подбор вспомогательного оборудования: теплообменника для охлаждения газовой смеси и поглотителя насоса для подачи поглотителя и компрессора подогревателя и рекуператора.
В результате проектирования была теоретически обоснована и рассчитана линия абсорбции диоксида углерода.

5 Насос.doc

5. РАСЧЁТ ВСПОМОГАТЕЛЬНОГО ОБОРУДОВАНИЯ
Необходимо подобрать насос для подачи поглотителя из емкости в аппарат работающий под избыточным давлением 18 МПа. Геометрическая высота подъёма воды Нг=12 м. Расход воды Q = 58510-3 м3с.
Для нагнетательного трубопровода примем скорость течения воды равную 2.5 мс. Тогда диаметр трубопровода d м можно рассчитать по формуле 2:
где Q – расход поглотителя (воды) м3с; – фактическая скорость поглотителя мс.
Выберем стальную трубу наружным диаметром 426 мм толщиной стенки 11 мм. Внутренний диаметр трубы d=0.404 м 2.
Фактическую скорость воды мс в трубе рассчитываем по формуле (5.1):
= 4·585·10-3(3.14·0.4042) = 4.56 мс
Примем что коррозия трубопровода незначительна.
Определим критерий Рейнольдса по формуле:
где – вязкость перекачиваемой жидкости = 00008007 Па с 3 ρ – плотность перекачиваемой жидкости ρ =9955кгм3.
Re = 4.56·0.404·995508007·10-3 = 2.29·106
т.е. режим течения турбулентный. Примем абсолютную шероховатость равной Δ=210-4 м.
Относительную шероховатость рассчитаем по формуле:
e = 0.2·10-30.404 = 0.000495
Рассчитаем соотношения 10е 560е:
00000495 = 11313131;
Так как выполняется соотношение Re > 560е то в трубопроводе имеет место автомодельная зона по отношению к Re и расчёт коэффициента трения λ следует проводить по формуле 2:
Для нагнетательной линии:
)2 = 036 – вентиль регулирующий.
)2 = 47 – вентиль запорный
Сумма коэффициентов местных сопротивлений в нагнетательной линии:
= 11·10 + 036 + 47 = 1606
Потерянный напор в нагнетательной линии рассчитывается по формуле:
hп = (001640404 + 1606)·45622·981 = 1706 м
Находим потребный напор насоса по формуле:
где Нг – геометрический напор м
Н = (18 – 01)·106(9955·981) + 12 + 1706 = 203136 м
Такой напор при заданной производительности обеспечивается центробежными многоступенчатыми секционными насосами. Учитывая широкое распространение этих насосов в промышленности ввиду достаточно высокого к.п.д. выбираем для последующего рассмотрения именно эти насосы.
Полезную мощность насоса определим по формуле:
Nп = 9955·981·585·10-3·203136 = 11605 кВт
Принимая пер=099 и н=0.76 найдём мощность на валу двигателя по формуле:
N = 1160.5(0.99·0.76) = 1542.4 кВт
Выбираем центробежный многоступенчатый секционный насос марки ЦНС 500-640 для которого при оптимальном режиме работы Q=13910-1 м3с Н = 640 м вод.ст. н=0.77 Nн=1160 кВт n=25 с-1.
2. Расчет компрессора.
Необходимо подобрать компрессор для перекачивания газовой смеси (40% СО2 50% СО и 10%Н2) через абсорбер. Расход газовой смеси 20000 м3ч = 33333 м3мин и р = 18 МПа.
Полное давление создаваемое компрессором должно превышать на 5 – 10 % сопротивление технологической линии при заданном расходе среды.
С учетом указанных выше условий выбираем три поршневых оппозиционных компрессора типа 2–ВМ–4–249 которые применяются для перекачивания газовой смеси 5.
Параметры для одного компрессора 2–ВМ–4–249 приведены в таблице 5.1.
Производительность по условиям всасывания м3мин
Давление нагнетания МПа
Давление всасывания МПа
Частота вращения мин-1
3. Подбор холодильника для газовой смеси.
Необходимо выбрать и рассчитать теплообменник для охлаждения газовой смеси расходом 20000 с начальной температурой 80°С до температуры абсорбции 30°С. В качестве теплоносителя для охлаждения используем воду поступающую при температуре 15 °С и нагревающуюся до 60 °С.
Разность температур:
Δtб = 80 - 30 = 50 C;
Δtм = 30 - 15 = 15 С.
Δtср = (25+35)2 = 30 С.
Тепловая нагрузка или количество тепла передаваемого в аппарате от газовой смеси к охлаждающей воде Q1 Вт:
где G1 – расход газовой смеси ;
с1 - средняя теплоемкость поглотителя при tср1=375 °C с1 = 4100 3;
tн1 - начальная температура теплоносителя °C; tк1 - конечная температура теплоносителя °С;
Q = 858·4100(80 - 30) = 175950Вт.
Примем Kор = 30 Втм2К тогда ориентировочная поверхность теплообмена:
Fор = 175950(30·30) = 62 м2.
Выбираем теплообменник с F = 74 м2 запас
Δ = (74 – 62)·10062 = 1935%

1 Литобзор.ПиАХТ.doc

1. ЛИТЕРАТУРНЫЙ ОБЗОР
1. Гидравлическое сопротивление сухой и орошаемой насадки.
Гидравлическое сопротивление сухого аппарата (пленочного и насадочного) т. е. при однофазном движении газа выражается обычным уравнением (в Па):
где — коэффициент сопротивления сухого аппарата; dэкв — эквивалентный диаметр канала по которому движется газ м; w — скорость газа (действии- тельная) мс.
Сопротивление орошаемого аппарата т. е. при двухфазном течении газа и жидкости выше что объясняется:
уменьшением сечения для прохода газа (поскольку часть сечения занята текущей жидкостью);
увеличением относительной скорости газа определяющей гидравлическое сопротивление по сравнению с его абсолютной скоростью (при противотоке);
передачей от газа к жидкости некоторой части энергии которая расходуется на преодоление силы тяжести (при движении газа вверх) или на ускорение течения жидкости (при движении газа вниз);
потерей энергии обусловленной движением волн.
Точный учет этих факторов труден и обычно пользуются уравнением (1.1) заменяя в нем на коэффициент сопротивления орошаемого аппарата и скорость w на относительную скорость газа w отн. Таким образом сопротивление орошаемого аппарата (в Па)
1.1.Сопротивление сухих насадок.
Из уравнения (1.1) можно получить выражение для потери давления на 1 м высоты насадки:
Коэффициент сопротивления является здесь некоторым эффективным
коэффициентом учитывающим потерю давления как от трения газа о поверхность насадочных тел так и от изменения скорости и направления газового потока при протекании его по каналам между элементами насадки. Коэффициент зависит от режима движения газа и является функцией критерия Rer.
Для определения рекомендуют двучленные формулы применимые при ламинарном и турбулентных режимах. К таким формулам относится формула Эргуна:
применимая к таким беспорядочным насадкам в которых пустоты распределены равномерно по всем направлениям (шары седлообразная насадка).
Для кольцевых насадок формула (1.4) дает заниженные значения вследствие того что внутренние полости колец нарушают равномерность распределения пустот. Для беспорядочных кольцевых насадок коэффициент сопротивления можно определять по следующим формулам предложенным Жаворонковым;
при ламинарном движении (Rer 40)
при турбулентном движении (Rer>40)
Сопротивление регулярных насадок складывается из потери на преодоление трения при прохождении газа через ряды уложенных насадочных тел и из потери в местных сопротивлениях при переходе газа из одного ряда в другой так что
где — коэффициент сопротивления трения; — коэффициент местного сопротивления; l—высота ряда насадки .(или высота элемента наcадки).
Величина является функцией Rer a - функцией Rer и степени сужения х при переходе газа из одного ряда в другой причем где и минимальное (в плоскости соприкосновения рядов) и максимальное (в самом ряду) живые сечения насадки.
По исследованиям Закгейма величина уменьшается с повышением Rer но начиная от определенного значения Rer о принимает постоянное значение . Режим с =const является автомодельным так как в нем сопротивление не зависит от Re r и пропорционально квадрату скорости газа. При дальнейшем повышении Rer снова наступает режим в котором начинает понижаться. Автомодельный режим соответствует наиболее важному для практики интервалу скоростей газа (05—2 мс) . Эти исследования показали что для регулярных насадок причем в автомодельном режиме = 0053 а выражается уравнением:
Для кольцевых насадок (испытаны кольца Рашига размером 25— 100 мм и трубки диаметром 50 мм и высотой 100—400 мм) сотовых блоков и для хордовой насадки получены следующие значения коэффициентов а и b.
Таким образом для автомодельного режима
Значение Rer0 соответствующее переходу в автомодельный режим зависит от величины и приближенно может быть найдено по уравнению (при dэкв в м):
Коэффициент сопротивления при Rer C Rero определяют по формуле:
Следует отметить что фактические сопротивления сухой насадки часто значительно отличаются от расчетных так как зависят от качечества изготовления насадочных тел и способа засыпки насадки.
1.2.Сопротивление орошаемых насадок.
Увеличение сопротивления при орошении насадки можно учесть заменяя в уравнении (1.3) свободный обьем сухой насадки на свободный обьем орошаемой насадки и абсолютную скорость газа на относительную.
Если учитывать только изменение свободного обьема то
Однако сопротивление возрастает сильнее чем можно ожидать исходя из уменьшения свободного объема насадки при орошении. Это можно обьяснить волнообразованием на поверхности текущей пленки жидкости а возможнои другими причинами.
где А и m – эмпирические коэффициенты. M=24; A=39000
Тейч при режимах ниже точки подвисания пилучил графическую зависимость от величины К для ряда насадок в навал (кольца Рашига и Паля размером 25-50 мм Седла размером 25 и 35 мм) причем
где FTж = U2ag— критерий Фруда рассчитанный по плотности орошения и удельной поверхности насадки.
Одной из наиболее общих корреляций применимой при всех гидродинамических режимах следует считать составленную Эдулджи графическую зависимость (рис. 1.2) выражающую соотношение
при разных значениях
Здесь Frr = — критерий Фруда для газа рассчитанный по номинальному размеру насадки d; — условный критерий Рейнольдса для газа рассчитанный по размеру d и вязкости жидкости ;
ЗНАЧЕНИЯ ПОСТОЯННОЙ С В ФОРМУЛЕ (1.14)
Кольца Рашига в укладку
Металлические кольца Палля
Проволочные спирали
Металлические кольца Рашига внавал
Кольца Рашига внавал
Спиральные кольца внавал
Спиральные кольца в укладку
; и - плотности воды и орошающей жидкости; и — плотности воздуха и газа.
Значения С приведены в табл. 1.1.
Ввиду сложности и недостаточной точности приведенных выше уравнений для вычисления часто применяют более простые уравнения учитывающие влияние только U. Лева предложил для пленочного режима уравнение:
Здесь U—плотность орошения мч.
Влияние свойств жидкости на сопротивление недостаточно изучено. По-видимому оно невелико и может быть учтено применением формул (1.13) или (1.14). Однако наблюдается значительное возрастание при орошении вспенивающимися жидкостями.
В ряде работ определяли сопротивление при прямотоке. По опытам Костина с кольцами (размером 15—35 мм) внавал при скоростях газа 05—4 мс и плотностях орошения 10—40 мч сопротивление насадки может быть выражено уравнением (U и w0 в мс):
С этим уравнением совпадают также опытные данные для колец размером 50 мм внавал.

общий вид.cdw

Аппарат предназначен для разделения смеси СО
Емкость номинальная 32 м
Производительность-1
Температура среды-30
испытании и поставке аппарата должны выпол-
няться следующие требования:
а) ГОСТ 12.2.003-74 "Оборудование производственное. Общие
требования безопасности".
б) ОСТ 26.291-79 "Сосуды и аппараты стальные сварные.
Технические требования".
Аппарат испытать на прочность и плотность гидравлически в гори-
зонтальном положении давлением 1
в вертикальном положении-
Аппарат подлежит контролю "ПРОМАТОМНАДЗОРА".
Сварные соединения должны соответствовать требованиям
ОСТ 26-01-82-77 "Сварка в химическом машиностоении".
Сварные швы в объме 100
контролировать ренгенопросвечиванием.
Действительное расположение штуцеров
Колонна абсорционная
Техническая характеристика
Давление в колонне-1
Среда в аппарате-неагрессивная.
Тип колонны-насадочная.
Технические требования
Схема расположения штуцеров

Технологическая схема.cdw

Условное обозначение
Наименование среды в
Вода оборотная (подача)
Вода оборотная (возврат)
Колонна ректификационная
Вентиль регулирующий
Технологическая схема

Белорусский государственный технологический университет.doc

Белорусский государственный технологический университет
Кафедра процессов и аппаратов химических производств
РАССЧЕТНО-ПОЯСНИТЕЛЬНАЯ ЗАПИСКА
к курсовому проекту
по курсу “Процессы и аппараты химической технологии”
на тему “Расчет и проектирование установки для абсорбции СО2 водой”
студент 4 курса 3 группы

Заключение.doc

Процесс абсорбции СO2 из газовой смеси концентрацией 40 % СO2 50 % СO и 10 % Н2 осуществляется в насадочном абсорбере диаметром 3000 мм и высотой 10015 мм при температуре абсорбции 30°С. Производительность абсорбера по газовой фазе при нормальных условиях. Для проведения процесса абсорбции в колонне установлено две секции насадки керамические кольца Рашига 50505 высота первого и второго слоя по 44 м.
Поглотитель (абсорбционная вода) подается в абсорбционную колонну при помощи центробежного многоступенчатого секционного насоса марки ЦНС 500-640.
Поглотитель охлаждается в кожухотрубчатом теплообменнике диаметром кожуха – 800 мм диаметром труб – 252 мм общим числом труб – 465числом ходов – 1 длиной одного хода – 2 м поверхностью теплообмена – 73м2.
Газовая смесь подается на абсорбцию тремя поршневыми оппозиционными компрессорами типа 2–ВМ–4–249. Параметры одного компрессора: мощность 160 кВт частота вращения 740 мин-1.
Охлаждается газовая смесь при помощи кожухотрубчатого теплообменника с диаметром кожуха –– 600 мм диаметром теплообменных труб 202 мм числом ходов – 4 общим числом теплообменных труб – 334 с поверхностью теплообмена – 84 м2 при длине труб – 4 м.
Рассчитанная очистная линия позволяет производить абсорбцию СO2 до степени определенной в выданном курсовом задании.
Кроме этого был произведён расчёт и выбор вспомогательного оборудования: насос и компрессор. Также произведён расчёт теплообменника (холодильника) для охлаждения исходной газовой смеси.
Выбран насос марки марки ЦНС 500-640 для которого при оптимальных условиях работы Q=13910-1 м3с Н=640 м вод.ст. двигатель мощностью1160 кВт и число оборотов n=25 с-1.

3 МОЁ Расчет насадочного абсорбера.doc

3. РАСЧЕТ НАСАДОЧНОГО АБСОРБЕРА
Рассчитать насадочный абсорбер для абсорбции СО2 водой при следующих условиях:
) Исходное количество газовой смеси 20000 м3ч (при нормальных условиях);
) Состав исходной газовой смеси yн = 40 % (об.) СО2 остальное – 10%Н2 50%СО;
) Температура поглотителя t = 20 ºC;
) Содержание СО2 в исходном поглотителе хн = 0 кгм3;
) Степень извлечения целевого компонента 95 %;
) Давление в аппарате 18 МПа;
) Температура абсорбции 30 ºC;
) Температура исходной газовой смеси t = 80 ºC;
1. Определение условий равновесия процесса
Определяем равновесные концентрации диоксида углерода в воде. Если поглощается труднорастворимый газ то расчет равновесных концентраций ведут по закону Генри 1:
где П - давление в абсорбере Па;
E- константа растворимости Па;
у - концентрация СО2 в воздухе .
E = 141×106 мм рт. ст. = 188×108 Па при температуре абсорбции 30 °С 3.
Величины равновесных концентраций в жидкости достаточно рассчитать для диапазона значений концентраций в газовой фазе от нуля до величины которая в 12-15 раз превышает начальную концентрацию абсорбтива.
Для упрощения расчетов материального баланса необходимо сделать пересчет абсолютных концентраций в относительные. Связь между относительной концентрацией и абсолютной выражается следующей формулой 1:
где у - абсолютная концентрация СО2 в газовой фазе ;
Y - относительная концентрация СО2 в газовой фазе ;
X - относительная концентрация СО2 в жидкой фазе ;
Расчет равновесной линии
По определенным значениям концентраций строится линия равновесия (рис. 3.1).
1. Расчет материального баланса.
1.1. Определение молярного расхода компонентов газовой смеси.
Пересчитаем объемный расход при нормальных условиях (T0=273K P0=1013×105Па) в объемный расход при условиях абсорбции (Т=303К Р=18×106Па).
где Vсм0 – расход при нормальных условиях .
Для удобства дальнейших расчетов переведем объемный расход газовой смеси в молярный.
где Vсм0 - объемный расход газовой смеси ;
Gсм - молярный расход газовой смеси .
Молярный расход инертного G газа определяется по уравнению 3:
где ун - исходная концентрация СО2 в газовой смеси ;
G - молярный расход инертного газа .
Из условия задания ун=04
Концентрацию СО2 на выходе из абсорбера yк :
где j – степень извлечения j=095 (из задания).
Величины yк yн пересчитаем в относительные по формуле (3.3) Yк=00204 Yн=0666.
Для определения молярного расхода СО2 M кмольс который поглощается служит следующее уравнение 2:
1.2. Определение расхода поглотителя СО2 из газовой смеси.
Для определения минимального молярного расхода чистого поглотителя Lмин кмольс служит следующее уравнение:
где X*к- равновесная относительная концентрация СО2 в воде на выходе из аппарата ; Хн - исходная относительная концентрация СО2 в воде .
Равновесную относительную концентрацию СО2 в воде на выходе из аппарата определим по линии равновесия рис. 3.1. Для противоточных абсорберов X*к=f (Yн). По графику максимально возможная концентрация СО2 в воде при условиях абсорбции составляет X*к=0003844.
Т.к. в реальном процессе абсорбции используется не минимальный расход поглотителя а несколько больший (для ускорения процесса) то необходимо пересчитать минимальный расход поглотителя на рабочий расход L с учетом коэффициента избытка поглотителя 3:
где a - коэффициент избытка поглотителя принимаем равным 13. С увеличением расхода поглотителя (т. е. с увеличением коэффициента избытка поглотителя) снижаются допустимые скорости газа в аппарате по которым находят его диаметр. Поэтому следует выбирать такое соотношение между размерами абсорбционного аппарата и расходом поглотителя при котором размеры аппарата будут оптимальными 1.
1.3. Определение рабочей концентрации СО2 в поглотителе на выходе из абсорбера.
Для определения рабочей концентрации используем уравнение:
По полученным значениям концентраций строим график рабочей линии абсорбции СО2 (рис. 3.1)
Произведем пересчет концентраций из молярных в массовые:
Yн = 0666·4430 = 09768 кг(СО2)кг (инерт.газа);
Yк = 00204·4430 = 00299 кг(СО2)кг (инерт.газа);
Xк = 0002955·4418 = 000722 кг(СО2)кг (воды).
Движущая сила 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 среднюю движущую силу в единицах концентраций газовой фазы 1:
ΔYср = (ΔYб – ΔYм) ln(ΔYб Δ Yм) (3.13)
где ΔYб и Δ Yм – большая и меньшая движущая сила на входе потоков в абсорбер и на выходе из него кг (СО2)кг (инерт.газа).
где Yн* и Yк* - концентрации СО2 в воздухе равновесные с концентрациями в жидкой фазе (поглотителе) соответственно на входе в абсорбер и на выходе из него.
По графику рабочей и равновесной линий (рис. 3.1) определяем движущую силу на входе потоков в абсорбер и на выходе из него:
ΔYб = (0 666 – 0474)4430 = 028 кг(СО2)кг (инерт.газа)
ΔYм = (00204 – 0) 4430 = 003 кг(СО2)кг (инерт.газа)
Рассчитаем среднюю движущую силу по формуле (3.13):
cp = (028- 003)ln(028003) = 0112 кг (СО2) кг (инерт.газа)
2. Определение рабочей скорости газа и диаметра аппарата.
Для расчета диаметра абсорбера D м служит следующее уравнение:
где Vсм - объемный расход газовой смеси при условиях абсорбции ;
w - рабочая скорость газовой смеси по аппарату ;
V0 - объемный расход газовой смеси при нормальных условиях ;
t – температура абсорбции t = 30 °С;
P T – температура и давление соответствующие нормальным условиям.
Предельную скорость газа выше которой наступает захлебывание насадочных абсорберов можно рассчитать по формуле 2:
где wпр – предельная фиктивная скорость газа мс;
mу – вязкость воды при температуре 20 °С Па×с;
а – удельная поверхность насадки ;
e – свободный объем насадки ;
А В – коэффициенты зависящие от вида насадки.
При выборе размеров насадки следует учитывать что чем больше размеры ее элемента тем выше допустимая скорость газа (и соответственно – производительность аппарата) и ниже его гидравлическое сопротивление. Общая стоимость абсорбера с насадкой из элементов больших размеров будет ниже за счет уменьшения диаметра аппарата. При выборе насадки необходимо учитывать допустимую потерю давления в насадке. При работе под повышенным давлением потеря его существенного значения не имеет и в данном случае предпочтительнее беспорядочно загруженные насадки в частности кольца внавал. Поэтому выбираем керамические кольца Рашига 50505 со следующими параметрами: = 0785 м3м3; a = 90 м2м3; dэ = 0035 м А = -0073 В = 175 2.
Для определения плотности газовой смеси при температуре отличной от нормальной служит следующее уравнение:
где rсмо - плотность газовой смеси при 273К кгм3; Т - температура процесса °C; Р – рабочее давление в аппарате атм
Плотность газовой смеси при 273К рассчитаем по формуле:
смо = ρoy (СО2) (СО2) + ρoy( СО) (СО ) + ρoy(Н2) (Н2 ) (3.17)
где ρoy (СО2) – плотность СО2 при нормальных условиях кгм3;
ρoy (СО) – плотность СО при нормальных условиях кгм3;
ρoy (Н2) – плотность Н2 при нормальных условиях кгм3;
(СО2) – объемная доля СО2 в газовой смеси равная 04;
(Н2) – объемная доля Н2 в газовой смеси равная 001;
(СО) – объемная доля СО в газовой смеси равная 06.
Плотности газов при нормальных условиях можно рассчитать по формуле:
где M – молярная масса газа кгкмоль.
ρoy (СО2) = 44224 = 1964 кгм3
ρoy (СО) = 28224 = 125 кгм3
ρoy( Н2) = 2224 = 0089 кгм3.
Рассчитаем плотность газовоздушной смеси по формуле (3.17):
смо = 1964·04+125·06+0098·01 = 1545 кгм3
Плотность газовоздушной смеси при температуре абсорбции (30 °С) рассчитаем по формуле (3.16):
Аналогично рассчитаем молекулярную массу газовой смеси:
Плотность жидкой смеси при температуре 303 К (содержанием диоксида углерода в воде пренебрегаем) равна rx= 9955 3.
mx=08×10-3 Па×с при температуре 30°C 3
mу=10×10-3 Па×с при температуре 20°C 3.
Переведем молярный расход газовой и жидкой смеси в массовый по формуле:
где G – массовый расходкгс; Gмол – молярный расход кмольс; М – молярная масса кгкмоль.
Из формулы (3.15) определяем предельную скорость:
Выбор рабочей скорости газа обусловлен многими факторами. В общем случае ее находят путем технико-экономического расчета для каждого конкретного процесса. Примем рабочую скорость процесса мс равной 07 от предельной.
По рассчитанной рабочей скорости газа определяется диаметр абсорбера по формуле (3.14):
Рассчитанный диаметр колонного аппарата приводится к стандартизованным размерам. Принимаем стандартный диаметр обечайки абсорбера 30 м 2.
Т.к. выбранный диаметр колонного аппарата отличается от рассчитанного то необходимо рассчитать рабочую скорость газовой смеси по аппарату раб мс по формуле 2:
раб = 0051(29330)2 = 0048 мс
3. Определение плотности орошения и активной поверхности насадки.
Плотность орошения U м3(м2 с) рассчитывают по формуле 2:
где S – площадь поперечного сечения абсорбера м2;
L – расход поглотителя кгс.
Рассчитаем площадь поперечного сечения абсорбера S м2 по формуле:
S = 3.14324 = 7.065 м2.
U = 585(9955·7065) = 0083 м3(м2·с)
Минимальную эффективную плотность орошения для насадочных абсорберов Umin м3(м2 с) находим по формуле 2:
где qэф – эффективная линейная скорость орошения qэф = 002210-3 м2с 2;
а – удельная поверхность насадки а = 90 м2м3 2.
Umin = 90·0022·10-3 = 000198.
В проектируемом абсорбере плотность орошения U > Umin поэтому в данном случае коэффициент смачиваемости насадки = 1 2.
Доля активной поверхности насадки a вычислим по формуле 2:
где аа – удельная активная поверхность насадки м2м3.
Удельную активную поверхность насадки рассчитаем по формуле:
аа = 85·U(000125 + U) (3.25)
аа = 85·0085(000125 + 0085) = 83768 м2м3
4. Расчет коэффициентов массоотдачи.
Для нерегулярных насадок коэффициент массоотдачи в газовой фазе у мс определим из уравнения 2:
Nuy` = y dэDy (3.26)
где Nuy` – диффузионный критерий Нуссельта для газовой фазы;
Dy – средний коэффициент диффузии СО2 в газовой фазе м2с;
dэ – эквивалентный диаметр насадки dэ = 0035 м 2.
Также диффузионный критерий Нуссельта для газовой фазы можно определить по формуле 2:
Nuy` = 0407 Rey0.665 Pr`y 0.33 (3.27)
где Rey – критерий Рейнольдса для газовой фазы в насадке;
Pry` – диффузионный критерий Прандтля для газовой фазы;
y – вязкость газовой фазы Па·с;
Используя формулы (3.26) и (3.27) выразим коэффициент массоотдачи в газовой фазе у:
y = 0407(Dydэ) Rey0.665 Pr`y 0.33.
Критерий Рейнольдса для газовой фазы в насадке Rey можно рассчитать по формуле 2:
где y – динамическая вязкость газовой фазы Па·с;
- свободный объем насадки м3м2;
y – плотность газовой фазы; y = 2473 кгм3;
- рабочая скорость газовой фазы мс.
Динамическую вязкость газовой фазы y Пас при условиях абсобции вычислим по формуле 3:
y = yН2·Н2 + yСО·СО+ yСО2·СО2 (3.29)
где yН2 – динамическая вязкость Н2 при условиях абсорбции Пас;
yСО – динамическая вязкость СО при условиях абсорбции Пас;
yСО2 – динамическая вязкость СО2 при условиях абсорбции Пас.
Динамическую вязкость Н2 СО и СО2 при условиях абсорбции рассчитаем по формуле:
y = 0· (273+С)(Т+С) · (Т273)15 (3.30)
где 0 - динамическая вязкость при нормальных условиях
о Н2 =842·10-6 Па·с 3
о СО =166·10-6 Па·с 3
о СО2 = 137·10-6 Па·с 3.
yН2 = 842·10-6·(273+73)(303+73)·(303273)15 = 9057·10-6 Па·с
yСО = 166·10-6·(273+100)(303+100)·( 303273)15 = 1796·10-6 Па·с
yСО2 = 137·10-6·(273+254)(303+254)·( 303273)15 = 1515·10-6 Па·с
y = 1515·10-6 · 04 + 1796·10-6 · 05+ 9057·10-6 · 01 = 1594·10-6 Па·с
Диффузионный критерий Прандтля для газовой фазы Pry` рассчитаем по формуле 2:
Pry` = y(yDy) (3.31)
Коэффициент диффузии в воздухе Dy м2с при условиях в абсорбере рассчитаем по формуле 3:
где D0 - коэффициент диффузии СО2 в воздухе при Т = 0 ºС и ро = 1 ат
Rey = 0048·0035·2473(0785·01594·10-4) = 332863
Pry` = 1594·10-6 (2473·8964·10-7) = 072
y = 0407· (8964·10-70035)3328630665·072033 = 0002056 мс.
Выразим y` в выбранной для расчёта размерности по формуле 2:
y` = y (y – yср) (3.33)
где yср – средняя концентрация СО2 на входе и на выходе из абсорбера кгм3
y` = 0002056·(2473 - 03282) = 005 кг (м2 с).
Для нерегулярных насадок коэффициент массоотдачи в жидкой фазе x мс определим по формуле 2:
Nuх` = x прDx (3.34)
где Nuх` – диффузионный критерий Нуссельта для жидкой фазы;
Dх – средний коэффициент диффузии СО2 в жидкой фазе м2с;
пр – приведенная толщина стекающей плёнки жидкости по насадке м.
Nux` = 00021·Rex0.75· Pr`x0.5 (3.35)
где Reх – критерий Рейнольдса для жидкой фазы в насадке;
Prх` – диффузионный критерий Прандтля для жидкой фазы.
Используя формулы (3.34) и (3.35) выразим коэффициент массоотдачи в жидкой фазе х:
x = 00021(Dxпр) Rex0.75 Pr`x0.5
Коэффициент диффузии СО2 в жидкой фазе воде Dх м2с при условиях в абсорбере рассчитаем по формуле 3:
Dx = D20(1 + 002 (t - 20)) (3.36)
где D20 - коэффициент диффузии СО2 в воде при 20 ºС D20 = 1810-9 м2с 3.
Dx = 1810-9 (1 + 002 (30 - 20)) = 21610-9 м2с
Приведенную толщину стекающей плёнки жидкости по насадке пр м рассчитаем по формуле:
пр = (x2(x2g))13 (3.37)
х – плотность жидкой фазы (воды) при 30 ºС х= 9955 кгм3 3;
g – ускорение свободного падения g = 981 мс2.
пр = ((000080072(99552·981))13 = 404·10-5 м;
Критерий Рейнольдса для жидкой фазы в насадке Reх можно рассчитать по формуле 2:
Rex = 4Ux(ax) (3.38)
где U – плотность орошения U = 0083 м3(м2 с);
Rex = 4·0083·9955(90·00008007) = 4586348
Диффузионный критерий Прандтля для жидкой фазы Prх` рассчитаем по формуле 2:
Prх` = x (xDx) (3.39)
Prx` = 00008007(9955·216·10-9) = 37237
x = 00021(216·10-9404·10-5) ·4586348075·3723705 = 000093 мс.
Выразим x` в выбранной для расчёта размерности по формуле 2:
x` = x (x – cx ср) (3.40)
где cx ср – средняя объемная концентрация СО2 в поглотителе кгм3
x` = 000093· (9955-4875) = 088 кг (м2 с).
Коэффициент массопередачи в газовой фазе рассчитываем по уравнению аддитивности фазовых диффузионных сопротивлений 1:
Кy = 1(1y` + m (3.41)
где y` и m – коэффициент распределения.
Коэффициент распределения m рассчитаем по формуле 1:
где Е – коэффициент Генри при 30 ºС Е = 188×108 Па 3;
Р – давление в абсорбере Р = 18 МПа.
m = 188×108 18×106 = 10445
Кy = 1(1005 + 10445088) = 00073 кг (м2 с).
Поверхность массопередачи Fм2 может быть найдена из основного уравнения массопередачи 1:
F = М(КХ·ср) = М(КУ·ср) (3.43)
где Кx Кy - коэффициенты массопередачи соответственно по жидкой и газовой фазам кг(м2· с) М – производительность абсорбера по поглощаемому компоненту кгс.
М= 00960644=4226 кгс.
F = 4226(00073 · 0112) = 5168786 м2
Высоту насадки необходимую для создания этой поверхности массопередачи находим по уравнению 2:
H = F (0785ad2a) (3.44)
H = 5168786(0785· 90· 32·093) = 88 м.
Слой насадки разобьём на 2 равных. Расстояние между слоями 1215м. Тогда высота насадочной части равна:
Н = 44 + 44 + 1215 = 10015 м
5. Определение гидравлического сопротивления абсорбера.
Гидравлическое сопротивление Р Па обусловливает энергетические затраты на транспортировку газового потока через абсорбер. Величину Р рассчитывают по формуле 1:
Р = Рс· [1+84(LG)04·(ρxρy)023] (3.45)
где РС - гидравлическое сопротивление сухой (неорошаемой) насадки Па.
Гидравлическое сопротивление сухой (неорошаемой) насадки рассчитаем по формуле 1:
РС = H 02 y 2 dэ (3.46)
где 0 - скорость газа в свободном сечении насадки мс.
где – рабочая скорость газовой смеси мс.
= 00480785 = 0061 мс
Коэффициент сопротивления λ при Re > 40 рассчитаем по формуле 3:
λ = 1633286302 = 316
РС = 316 · 88· 00612 · 2473(2·0035) = 36556 Па
Р = 35556· [1+84·(585858)04·(99552473)023] = 38189 Па.

2. ТЕХНОЛ СХЕМА.doc

2. ОБОСНОВАНИЕ И ОПИСАНИЕ ТЕХНОЛОГИЧЕСКОЙ СХЕМЫ
По условию задания на курсовое проектирование необходимо рассчитать и спроектировать установку для абсорбции СO2 концентрацией 40% СO2 10% Н2 СО%50 водой.
Технологическая схема включает основной аппарат абсорбер А который предназначен для поглощения газов из газовых смесей жидкими поглотителями. Газовая смесь не содержит твердых включений и подается на абсорбцию тремя компрессорами K1-3. Перед этапом абсорбции СO2 водой производится охлаждение газовой смеси происходящее в кожухотрубчатом теплообменнике T2. В нем происходит охлаждение газовой смеси от 80°С до температуры абсорбции 30°С. В качестве второго теплоносителя используется захоложенная вода.
Затем газовая смесь поступает на абсорбцию в насадочный абсорбер А с насадкой – керамические кольца Рашига 50505. При выборе размеров насадки следует учитывать что чем больше размеры ее элемента тем выше допустимая скорость газа (и соответственно – производительность аппарата) и ниже его гидравлическое сопротивление. Общая стоимость абсорбера с насадкой из элементов больших размеров будет ниже за счет уменьшения диаметра аппарата. При выборе насадки необходимо учитывать допустимую потерю давления в насадке. При работе под повышенным давлением потеря его существенного значения не имеет и в данном случае предпочтительнее беспорядочно загруженные насадки в частности кольца внавал.
В качестве поглотителя используется вода которая поступает в установку при температуре 20°С. Охлаждение поглотителя до температуры абсорбции происходит в кожухотрубчатом теплообменнике Т1. В качестве второго теплоносителя используется захоложенная вода с начальной температурой 6°С. Поглотитель (абсорбционная вода) подается в абсорбционную колонну при помощи центробежного многоступенчатого секционного насоса Н1 из емкости Е1. В колонне осуществляется противоточное взаимодействие газа и жидкости. Газ после абсорбции выходит из колонны. Абсорбент стекает через гидрозатвор в промежуточную емкость Е2 откуда насосом Н2 направляется на регенерацию в ректификационную колонну КР после предварительного подогрева в подогревателе П. Перед подачей в абсорбер абсорбент пройдя теплообменник – рекуператор Р дополнительно охлаждается. Регенерации поглотителя отводится существенная роль так как во - первых она необходима в подавляющем большинстве случаев во – вторых сочетание
абсорбции с десорбцией позволяет многократно применять поглотитель и выделить поглощенный компонент в чистом виде что повышает экономию ресурсов. Так поглощаемый газ СО2 (тяжелопоглощаемый) то процесс следует вести при повышенном давлении и низкой температуре. Этим обусловлены условия протекания процесса – р = 18МПа и t = 30 °С .
В качестве поглотителя отдадим предпочтение воде по следующим причинам:
) жидкость должна хорошо растворять поглощаемый газ так как это свойство позволяет сократить количество циркулирующего поглотителя;
) поглотитель должен быть дешевым относительно нелетучим стабильным невязким;
) предпочтительны негорючие поглотители.
В связи с тем что исходная газовая смесь и поглотитель подаются при температуре выше чем в абсорбере то их следует охладить. Для этой цели в химической промышленности обычно применяют холодильники. В качестве охлаждающих агентов для охлаждения до обыкновенных температур (10 – 30 °С) обычно применяют в основном воздух и воду.
Насадочные колонны имеют ряд преимуществ по сравнению с тарельчатыми:
) насадочные колонны преимущественно используются при работе под вакуумом так как гидравлическое сопротивление насадочной колонны может быть меньше чем тарельчатой;
) насадочные колонны предпочтительнее для пенящихся жидкостей;
) для коррозионных сред предпочтительнее насадочные колонны обычно более дешевые и простые;
) задержка жидкости как правило меньше в насадочной колонне;
) тарельчатые колонны предпочтительнее при выпадении твердого осадка который нужно периодически удалять из колонны;
) тарельчатые колонны более пригодны для процессов сопровождающихся колебаниями температуры относительно окружающей среды так как периодическое расширение и сжатие корпуса колонны при таких условиях может разрушить насадку;
) в тарельчатых колоннах обычно может поддерживаться более высокие скорости если длина пути жидкости на тарелке не превышает 1 м.
) при прочих равных условиях насадочные колонны имеют преимущество перед тарельчатыми если диаметр колонны менее 06м.

Содержание.doc

1.Гидравлическое сопротивление сухой и орошаемой насадки
1.1. Сопротивление сухих насадок .
1.2. Сопротивление орошаемых насадок ..
ОБОСНОВАНИЕ И ОПИСАНИЕ ТЕХНОЛОГИЧЕСКОЙ СХЕМЫ
РАСЧЕТ НАСАДОЧНОГО АБСОРБЕРА
1.Определение условий равновесия процесса
2.Расчет материального баланса
2.1.Определение молярного расхода компонентов газовой смеси.
2.2.Определение расхода поглотителя СО2 из газовой смеси.
2.3.Определение рабочей концентрации СО2 в поглотителе на выходе из абсорбера.
3.Определение рабочей скорости газа и диаметра аппарата
4.Определение плотности орошенияи активной поверхности насадки
5.Расчет коэффициентов массоотдачи
6.Определение гидравлического сопротивления абсорбера
РАСЧЕТ ТЕПЛООБМЕННИКА
1.Температурные условия процесса
2.Расчет тепловой нагрузки .
3. Предварительное определение поверхности теплообмена
4.Расчет термических сопротивлений стальных труб и загрязнений.
5.Расчет гидравлического сопротивления теплообменника
РАСЧЕТ ВСПОМОГАТЕЛЬНОГО ОБОРУДОВАНИЯ
2. Расчет компрессора
3. Подбор холодильника для газовой смеси
СПИСОК ИСПОЛЬЗОВАННЫХ ИСТОЧНИКОВ

Литература.doc

СПИСОК ИСПОЛЬЗОВАННЫХ ИСТОЧНИКОВ
Касаткин А. Г. Основные процессы и аппараты химической технологии. –М.: Химия 1973. – 752 с.
Основные процессы и аппараты химической технологии. Пособие по проектированию Под ред. Ю. И. Дытнерского.– М.: Химия 1991. – 493 с.
К. Ф. Павлов П. Г. Романков А. А. Носков. Примеры и задачи по курсу процессов и аппаратов химической технологии. – Л.: Химия 1970. – 624 с.
Калишук Д.Г. Саевич Н.П. Технологические процессы и аппараты отрасли. Методические указания к курсовому проектированию по одноименной дисциплине для студентов очного и заочного обучения. – Мн.: Ротапринт БГТУ 1992. – 50 с.
Рахмилевич З.З. Компрессорные установки. – М.: Химия 1998. – с.
Пери Дж. Справочник инженера-химика: В 2-х кн. – М.: Химия 1969.
Рамм В.М. Абсорбция газов. - М .: Химия 1966. – с.
Колонные аппараты. Каталог.–М.: ЦИНТИХИМНЕФТЕМАШ 1987.

Введение.doc

В последнее время с ускорением НТП непрерывно растёт значение химической промышленности в жизни человечества. Особую роль здесь играют физико-химические процессы – массообмен и теплообмен. Получение тех или иных продуктов химической промышленности связано с проведением процессов абсорбции ректификации. Перед данными процессами стоят широкие перспективы особенно перед абсорбцией. Абсорбция – один из эффективных методов очистки газов. Особенно это актуально в наше время когда экологическая обстановка на планете становится всё хуже. Внедрение абсорбции во все отрасли народного хозяйства в качестве метода очистки газов вызывает немедленное улучшение экологической обстановки. Получение таких веществ как ацетон аммиак и других органических соединений идёт с применением процесса абсорбции. Перед последним открываются большие возможности улучшения интенсификации процесса.
Абсорбционные процессы являются основной технологичекой стадией ряда важнейших производств: абсорбция SO3 в производстве серной кислоты абсорбция HCl с получением соляной кислоты абсорбция NH3 паров C6H6 H2S и других компонентов из коксового газа и т.д.