Расчет тарельчатого абсорбера

   При , по найденным точкам строим равновесную линию.

   При значении графически определяем:

   

   При этом:

   

   Расход  жидкого поглотителя:

   L=1,6·400,6360=641,0177 кг/с

   

   

   Конечная  концентрация сероводорода в поглотителе:

   

   Расход  инертного газа из уравнения материального  баланса:

   

   Соотношение расходов фаз, или удельный расход поглотителя  равен:

     
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 

4.3 Расчет движущей силы. 

Большая и меньшая движущие силы на входе потоков в абсорбер и на выходе из него ,

 

где концентрации сероводорода в газе, равновесные с концентрациями в жидкой фазе соответственно на выходе из абсорбера и на входе.

Среднюю движущую силу рассчитаем по уравнению:

при условии, что 

                                

Тогда:

 
 
 

4.4 Расчет скорости газа и диаметра абсорбера.

    Выбираем  в качестве тарельчатого контактного  устройства ситчатые тарелки типа ТС согласно ГОСТ 26-805-73, так как тарелки этого типа соответствуют многим характеристикам, учитывающим стабильную работу тарелок: большая область стабильной работы, малое гидравлическое сопротивление, малый брызгоунос, большая эффективность и интенсивность работы, малые капитальные затраты, возможность использования при больших нагрузках по жидкости и газу.

      Для ситчатых тарелок рабочую скорость газа можно рассчитать по уравнению:

где: плотность воды при t=20ºC

        плотность сероводорода при t=20ºC 

Скорость  газа равна:

 
 
 
 
 

Диаметр абсорбера находят из уравнения  расхода:

Принимаем стандартный диаметр обечайки d = 2 м, при этом действующая скорость газа в абсорбере равна:

  Для колонны диаметром d = 2 м принимаем к исполнению ситчатую  тарелку типа ТС с основными конструктивными размерами:

 

Скорость  газа в рабочем сечении тарелки:

 
 
 
 
 
 

4.5 Расчет коэффициентов массопередачи и числа тарелок абсорбера. 

  Коэффициент массопередачи по газовой фазе определяют по уравнению аддитивности фазовых  диффузионных сопротивлений:

Где коэффициенты массопередачи, отнесенные к единице рабочей площади тарелки соответственно для газовой и жидкой фаз, кг/м²·с. m- коэффициент распределения (тангенс угла наклона равновесной линии к оси абсцисс).

  Для нахождения коэффициентов массоотдачи  необходимо рассчитать высоту светлого слоя жидкости и коэффициенты молекулярной диффузии сероводорода в жидкой и газовой фазах.

        Высоту светлого слоя жидкости  на ситчатых тарелках определяют  по уравнению:

Где m- показатель степени, равный

 
 
 
 
 

линейная плотность орошения, м³/м³·с.

;    поверхностное натяжение.

         Подставив, получим:

     Определим коэффициенты молекулярной диффузии.

Коэффициент молекулярной диффузии сероводорода в газе рассчитаем по уравнению:

Здесь мольные объемы сероводорода и воздуха в жидком состоянии при нормальной температуре кипения.

      Разбавленных  растворах коэффициент диффузии D_x может быть достаточно точно вычислен по уравнению:

 

Здесь β=2,6- параметр, учитывающий ассоциацию молекул поглотителя.

Расчеты коэффициентов массопередачи. Жидкая фаза.

Где ε- газосодержащие барботажного слоя

Fr- критерий  Фруда.

При этом:

Плотность орошения U рассчитывается:

Коэффициент массоотдачи для жидкой фазы:

_, 

где ,  

Газовая фаза:

Выразим коэффициенты массопередачи в выбранной  для расчета размерности:

Коэффициент массопередачи K_yf по газовой фазе:

      Необходимое число тарелок n определяют делением суммарной площади тарелок F на рабочую  площадь одной тарелки:

Суммарная поверхность тарелок равна:

 

Рабочая площадь тарелок определим с  учетом площади, занятой переливными  устройствами:

Где φ- доля рабочей площади тарелки, м²/м²; принимаем φ=0,9

     Требуемое число тарелок:

n=5,79/0,2691=21,52

Принимаем n=22

Согласно  рекомендациям выберем расстояние между тарелками абсорбера равным h=0.250 м, при этом высота тарельчатой части колонны абсорбера определяется:

Расстояние  между верхней тарелкой и крышкой  абсорбера зависит от размеров распределительного устройства для орошения тарелок  и от высоты сепарационного пространства. Принимаем это расстояние равным 0,8 м.

      Расстояние  между днищем абсорбера и нижней тарелкой определяется необходимостью равномерного распределения газа по поперечному сечению колонны. Принимаем это расстояние равным 1,35 м.

      Общая высота абсорбера:

H=5,5+1.35+0,8=7,65 м 
 
 
 
 
 
 
 

4.6 Расчет гидравлического сопротивления. 

Гидравлическое  сопротивление тарелок абсорбера  определяют по формуле:

Полное  гидравлическое сопротивление одной  тарелки складывается из трех слагаемых:

Гидравлическое  сопротивление сухой тарелки:

Где ξ=1,5- коэффициент сопротивления сухой  ситчатой тарелки.

Гидравлическое  сопротивление газо-жидкостного  слоя на тарелке:

Гидравлическое  сопротивление обусловленное силами поверхностного натяжения:

Полное  гидравлическое сопротивление:

P=58,25+2847,09+36.35=2941,69Па

P_a=2941,69*22=64717,18Па 
 
 
 

4.7 Расчет диаметров штуцеров и подбор фланцев. 

Диаметры  штуцеров для входа и выхода материальных потоков в абсорбере рассчитывают по уравнению расхода:

   

   Где G- массовый расход среды, кг/с.

   Вход  и выход в колонне  поглотителя.

   Принимаем скорость перемещения воды по трубопроводу

   Диаметр штуцеров:

   

   Принимаем d_шт=500 мм

   Вход  и выход газа.

   Принимаем скорость перемещения газового потока по трубопроводу

    При этом:

   

  Принимаем d_шт=800 мм. 
 
 
 

   

   

   Выбираем  для труб и трубной арматуры фланцы стальные плоские приварные с  соединительным выступом с основными  размерами:

 

     Соединение  обечайки  с днищами осуществляется с помощью плоских приварных  фланцев по ГОСТ 26–428–79. 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 

     

     

5. КОНСТРУКТИВНЫЙ  РАСЧЕТ.

      Принимаем, что данный аппарат является тонкостенной оболочкой, у аппарата эллиптическая  днище и крышка. Принимаем рекомендованную  для данной среды Сталь 20 К для изготовления аппарата.

      5.1 Расчет цилиндрической обечайки.

      Пробное давление:

      

      

      

      _{Исполнительная  толщина:} 

                     

                     

                     

      _S=Sp+c+C0

      _{S=6,8+1+0,5=8,3мм}

      _{Допускаемое рабочее давление:}

                           

                             
 
 
 
 

      

      

      _{Допускаемое давление при испытаниях:}

      

        

      _{5.2 Расчет днища и крышки:} 

             

             

               

            _{Sэ=Sэр+с+с0=6,8+1+0,5=8,3 мм}

      _{Принимаем:}

      _{S=12 мм, Sэ=12 мм, [P]=1,069МПа, [P]и=1,9720МПа}

      5.3 Расчет опоры

      Нижнее  опорное кольцо:

      Ширина  кольца b₁ = 0,5(D₁-D₂) устанавливается конструктивно и должна удовлетворять условию

      

;

      принимаем b₁ = 165 мм.

      Выступающая наружу от обечайки опоры ширина кольца b₂ принимается из соотношения ;

      принимаем b₂ = 140 мм. 

      

      

      Толщина нижнего опорного кольца

      

,

      где χ₁ – коэффициент для опорного узла исполнения 1 в зависимости от параметра b₂/b₇;

      принимаем s₂ = 20 мм.

 

      

      

6. Подбор  вспомогательного оборудования.

      6.1 Подбор насоса

      Q- подача воды, м³/ч

      Q=L/r_H2O=641,0177*3600/998=2312,29 м³/ч

      

      Выбираем осевой насос типа О, предназначенный для перекачивания пресной воды температурой не более 35С°, содержащей взвешенные частицы в количестве 1000 мг/л; из них абразивные частицы составляют не более 2%.

      6.1 Подбор вентилятора

      Q- подача газа, м³/ч

      Q=G/r_смеси, м³/ч

      G_смеси=1,293*0,95+1,54*0,05=1,305кг/м³

      Q=1,732*3600/1,305=4777,93_, м³/ч

      Выбираем  центробежный дутьевой вентилятор одностороннего всасывания  ВДН-8

      Номинальные параметры при максимальном КПД:

      Производительность  – 6000 м³/ч

      Полное  давление – 103 кгс/м³

      Максимально допустимая скорость вращения 1500 об/мин

      Мощность  на валу 2,1 кВт

      Температура 30 С° 
 

      7.Список используемой литературы. 

 

1. Павлов  К.Ф., Романков П.Г., Носков А.А. Примеры  и задачи по курсу процессов и  аппаратов.Л.:Химия,1987, 576 с.

 
 

2. Расчет  и проектирование массообменных  аппаратов. Учебное пособие. – Иваново. 1984.

 
 

3. Основные  процессы и аппараты химической технологии: Пособие по проектированию/ Под ред. Ю.И.Дытнерского. М.:Химия, 1983. 272 с.

 
 

4. Разработка  конструкции химического аппарата и его графической модели. Методические указания. – Иваново, 2004.

 
 

5. Тютюнников А.Б. и др. Основы расчета и конструирования массообменных колонн: Учеб. пособие / А.Б. Тютюнников, Л.Л Товажнянский, А.П. Готлинская – К.: Выща шк. Головное изд-во, 1989.- 223с.: ил.