А П Врагов - Массообмінні процеси та обладнання хімічних і газонафтопереробних виробництв - страница 15

Страницы:
1  2  3  4  5  6  7  8  9  10  11  12  13  14  15  16  17  18  19  20  21  22  23  24  25  26  27  28  29  30  31  32  33  34  35  36  37  38 

На рис. 4.6 а - г показані положення роботи підйомно-поворотного клапана круглої форми.

Диск клапана має знизу три обмежувальні ніжки: одну коротку і дві довгі, розташовані під кутом 120о, відповідно центр ваги клапана змі­щений до довгих ніжок. Під дією напору газу клапан має можливість підніматися на певну висоту, при цьому висота підйому встановлюєть­ся автомодельно пропорційно об'ємній витраті газу (пари). Максима­льний підйом клапана обмежений за допомогою різних пристроїв.

При малих навантаженнях щодо газу клапан повертається і підніма­ється до упору з боку короткої ніжки, при високих навантаженнях щодо газу клапан піднімається повністю до упору, залишаючись нахиленим під кутом 12-150 убік довгих ніжок. У процесі роботи клапан може на­хилятися в різні сторони, змінюючи локальний напрямок потоку газу.

Різновидом контактних пристроїв є ситчасто-клапанні контактні елементи, що дозволяють підвищити ефективність роботи тарілки при низьких і високих продуктивностях колони щодо газової фази.

Клапанні тарілки широко використовують в абсорбційно-відпарних і десорбційних колонах. Основними недоліками клапанних тарілок є можливість перекосу і заклинювання клапанів, що знижує ефективність їх роботи і вимагає періодичного огляду і ремонту.

Серед контактних елементів інших типів, установлюваних у колон­них масообмінних апаратах, варто назвати жалюзійні, жалюзійно-клапанні, струминні тарілки, що працюють у режимі барботажу.

У міру збільшення навантаження за газом і збільшення швидкості газу в живому перетині розвивається поверхня контакту фаз за рахунокдиспергування потоків газу і рідини, при цьому режим барботажу пере­ходить у струминний і інжекційний.

Відносна вартість тарілок із ситчастими, клапанними, жалюзійно-клапанними і струминними контактними елементами і їх модифікація­ми приблизно на 40-50 % нижча, ніж ковпачкових тарілок однакового діаметра [27, с. 96].

4.2 Особливості будови і роботи ректифікаційних колон

Ректифікаційні колони, як різновид масообмінної апаратури, засто­совують для розділення однорідних рідких сумішей на окремі компо­ненти. У процесі протитечійної взаємодії парової і рідкої фаз на конта­ктних пристроях відбувається збагачення (зміцнення) парової фази низькокиплячим компонентом (НКК) і відповідно збагачення рідкої фази висококиплячим компонентом (ВКК).

При абсорбції з газової звичайно неконденсованої фази поглинаєть­ся речовина, (ПР) у вигляді переважно неконденсованої (у деяких ви­падках конденсованої) фази, яка в основному фізично розчиняється в рідині - абсорбенті, при цьому концентрація ПР у газовій фазі по висоті колони поступово знижується від заданої початкової до кінцевої.

Процес масообміну при ректифікації на контактних пристроях за­снований на фазових переходах випаровуванні - конденсації в системі, що складається з двох конденсованих фаз, при цьому напрямок процесу фазового переходу повністю визначається локальними значеннями температур, за яких відбувається процес. Незначне локальне підвищен­ня температури викликає випаровування НКК, локальне зниження тем­ператури викликає конденсацію ВКК. По висоті ректифікаційної коло­ни безперервної дії в паровій фазі знизу вгору відбувається підвищення концентрації НКК (мінімальна внизу і максимальна вгорі) та відповідно зниження концентрації ВКК (максимальна внизу і мінімальна вгорі).

Отже, першою відмінністю процесу ректифікації від процесу абсор­бції є природа взаємодіючих фаз: при абсорбції несуча газова фаза в умовах роботи колони є неконденсованою, у той час як при ректифіка­ції двокомпонентна парова фаза є повністю конденсованою.

Другою, досить важливою відмінністю процесів абсорбції і ректифі­кації, є різний механізм взаємодії газової (парової) фази з рідиною. При абсорбції компонент, що вилучається, фізично розчиняється в рідині -абсорбенті, при ректифікації на тарілках відбуваються процеси міжфа-зових переходів компонентів (конденсації - випаровування).

Третьою істотною відмінністю процесів абсорбції і ректифікації є те, що при ректифікації в колонному апараті в значно більшому діапазоні змінюються температури від максимальної в нижній частині колони до мінімальної у верхній частині колони.

Отже, ректифікація, порівняно з абсорбцією, у значно більшій мірі є тепломасообмінним процесом, що протікає в неізотермічних умовах.

Ці відмінності певною мерою відбиваються на конструктивних осо­бливостях ректифікаційних колон.

Гідродинамічні принципи роботи контактних пристроїв абсорбцій­них і ректифікаційних колон практично мало відрізняються між собою, якщо не враховувати різний механізм фізичної взаємодії фаз.

За організаційно-технічною структурою виробництва ректифікаційні колони бувають періодичної і безперервної дії.

Звичайно в нижній частині колони періодичної дії розміщують ку­бову частину з вбудованими теплообмінними пристроями.

Колона безперервної дії для поділу бінарної суміші звичайно скла­дається із двох частин: нижньої - відгінної (вичерпної) частини і верх­ньої - концентраційної (зміцнювальної) частини.

Початкова суміш подається в середню частину колони між нижньою і верхньою частинами. Часто діаметр нижньої частини колони буває бі­льшим від діаметра верхньої частини внаслідок більшої об'ємної витра­ти пари і більшої кількості стікаючої рідини в нижній частині колони.

4.3 Масопередача в тарілчастих масообмінних апаратах

У тарілчастих абсорберах масопередача між газовою і рідкою фазою протікає на контактних елементах - тарілках барботажного типу. Шви­дкість масопередачі в цілому залежить від швидкості окремих стадії процесу, та в осному від стадії, що протікає з меншою інтенсивністю.

Коефіцієнт масовіддачі в газовій фазі залежить від багатьох факто­рів, у першу чергу від швидкості газу в апараті (швидкості газу в отво­рах контактних пристроїв), від рівня шару рідини на тарілці, від щіль­ності зрошення, від режиму взаємодії фаз та ін.

Установлено, що коефіцієнт масовіддачі на всіх типах тарілок (ситчас-тих, ковпачкових і клапанних) зростає зі збільшенням швидкості газу у вільному перетині колони, зі збільшенням висоти переливу (глибини зони контакту), зі збільшенням щільності зрошення, при цьому висота переливу найбільшою мірою впливає на величину коефіцієнта масовіддачі [33].

Як відзначалося раніше, швидкість масовіддачі в процесах абсорбції в першу чергу залежить від розчинності газу в рідині, а потім уже від гідродинамічних умов протікання процесу.

Для добре розчинних газів основний опір масообміну зосереджено в газовій фазі, при цьому коефіцієнт масовіддачі в рідкій фазі в багато разів більший порівняно з коефіцієнтом масовіддачі в газовій фазі і, отже, коефіцієнт масопередачі для процесу в цілому визначається вели­чиною коефіцієнта масовіддачі в газовій фазі, тобто Ку ~ РУ.

Для важко розчинних газів опір масообміну зосереджений у рідкій фазі і швидкість масопередачі в цілому визначається величиною коефі­цієнта масовіддачі саме в рідкій фазі, тобто Кх ~

У загальному випадку швидкість масовіддачі в окремих фазах роз­раховують на основі емпіричних критеріальних рівнянь, отриманих у результаті обробки експериментальних даних для конкретних систем газ - абсорбент у конкретних умовах процесу, що враховують фізичні властивості фаз і речовин, гідродинаміку процесу, геометричні розміри контактних елементів і інші фактори.

При розрахунку коефіцієнта масовіддачі в газовій (паровій) фазі для тарілчастих колон рекомендують [14, с.314] використовувати на­ступні критеріальні рівняння:

- для ковпачкових тарілок

МиВу = 0,265ІЦ'03/ Же0'32 , (4.8)

- для ситчастих тарілок

М/^ = 2,5Яе0;12Рг°;5 / Же0'25, (4.9)

де Же - число (критерій) Вебера, \¥е= ох /pxh2g ; ох - поверхневий натяг рідини; И - висота шару рідини на тарілці.

Численні дослідження показали, що коефіцієнт масовіддачі помітно зростає зі збільшенням швидкості газу, при цьому темп зростання міня­ється залежно від гідродинамічного режиму руху газу. Крім того, шви­дкість процесу масообміну залежить від висоти шару рідини, пов'яза­ною зі щільністю зрошення, що впливає на опір тарілки.

У зв'язку з недостатньо дослідженими та узагальненими даними щодо використання критеріальних рівнянь при розрахунках коефіцієн­тів масовіддачі на тарілках, число контактних елементів масообмінних апаратів (абсорберів і ректифікаційних колон) переважно визначають через числа одиниць переносу для апарата в цілому.

4.4 Конструктивні розрахунки масообмінних колон

Метою конструктивних розрахунків колонних апаратів є визначення їх діаметра залежно від технологічного призначення, продуктивності, типу контактних пристроїв, а також визначення робочої висоти апара­та, зайнятої контактними пристроями.

Розрахунок діаметра колони. Діаметр масообмінної колони визна­чають на основі рівняння об'ємної витрати газу (пари) при робочих умовах (тиску і середній температурі) в апараті, при цьому

= 0,785£>>„ , (4.10)

де Угс - об'ємна витрата газу (пари), м3/с; м>гр - робоча швидкість газу (пари) у вільно­му перетині апарата, м/с.

Об'ємну витрату газу (пари) визначають на основі об'єднаного газо­вого закону (Бойля - Маріотта і Гей - Люссака), при цьому

у= урЖ = у(™ + Ор (411) гс     0 р То     0    273Р '

де Р0 і Р1 - тиск при нормальних (ї0 = 0оС, Ро=760 мм рт. ст. = 1,013 бар) і робочих умовах відповідно, бар, (Па, атм); У0, Угс - об'ємна витрата газу при нормальних і робочих умовах відповідно, м3/с; Т0, Т1 - абсолютна температура газу при нормальних і робочих умовах відповідно, К.

При розрахунку діаметра ректифікаційної колони об'ємну витрату пари визначають за залежністю

¥п = Од(1 + Я)/Рп, (4.12)

де Уп - об'ємна витрата пари у верхній частині колони, м3/с; Од - масова витрата дистилята, кг/с; Я - флегмове число; рп - середня густина пари, що піднімається в колоні, кг/м3.

При розрахунку діаметра насадкової колони граничну швидкість га­зу (пари) звичайно визначають за рівнянням Кафарова [4], робочу шви­дкість приймають у межах м?р=(0,85 — 0,9)м?пр .

Розрахунок робочої швидкості газу в тарілчастих колонах проводять із урахуванням обраного типу контактного пристрою, режиму його роботи та відстані між тарілками.

Для розрахунку граничної швидкості газу (пари) у тарілчастих ко­лонах хімічних виробництв рекомендують [3, 11, 22] використовувати формулу

= СоУ]Рх /Ру , (4.13)

де рх, рг - густина рідини та газу, відповідно; С - коефіцієнт, що залежить від типу та­рілок і відстані між ними.

На рис А Л представлені графіки зміни коефіцієнта С для колон, що працюють під атмосферним тиском.

Рис. 4.7- Значення коефіцієнта С залежно від відстані між тарілками:

А, Б - ковпачкові тарілки з круглими ковпач­ками; В - ситчасті тарілки

Для визначення оптимальної швидкості газу (пари) в тарілчастих колонах газо - наф­топереробних виробництв запропоновано ба­гато емпіричних формул [15, 20, 27], серед них найбільшого поширення набула формула

мпр = 0,847-10-4сУ(рж-Рг)/Рг , (4.14)

де мпр - гранична швидкість газу, м/с; С - коефіцієнт, що залежить від типу тарілок і відстані між ними, а також від поверхневого натягу рідини.

Робочу швидкість газу в масообмінній тарілчастій колоні звичайно приймають в інтервалі мр=(0,8 — 0,9)мпр .

В книгах [20, 27] подані графіки для визначення значень коефіцієнта С залежно від типу тарілки та відстані між ними (див. рис. 4.8).

На базі рівняння (4.10) знаходять розрахунковий діаметр колони

Ва =^Угс /0, 785      . (4.15)

Розрахований діаметр колони округляють до стандартного діаметра циліндричних обичайок та уточнюють розрахунком робочу швидкість газу (пари) в апараті.

Нормалізований ряд діаметрів колон (в м) такий: а) в хімічній про­мисловості - 0,4; 0,5; 0,6; 0,8; 1,0; 1,2; 1,4; 1,6; 1,8; 2,2; 2,6; 3,0; б) в нафтопереробній промисловості - 1,0; 1,2; 1,4; 1,6; 1,8; 2,0; 2,2; 2,4;

2,6; 2,8; 3,0; 3,2; 3,4; 3,6; 3,8; 4,0; 4,5; 5,0; 5,5; 6,0; 6,4; 7,0; 8,0; 9,0 м.

1100

900

700

500

300

100

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

3

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

Рис.4.8 - Графік для визначення коефіцієнта С при розрахунку швидкості газу та пари в колонних апаратах:

1 - крива нормальних робочих наванта­жень для ситчастих, каскадних, клапанних і решітчастих тарілок; 2 - крива нормальних робочих навантажень для ковпачкових та­рілок; 3 - для вакуумних колон, що пра­цюють без введеня водяної пари; 4 - для десорберів абсорбційних установок і ваку­умних колон з введенням водяної пари; 5 - для абсорберів; 6 - для колон, у яких при високих температурах може мати місто спінення продуктів, а також для висо-ков'язких рідин

250 500 700 Нт

Якщо діаметр колони Ва < 0,8 м, то відстань між тарілками вибирають Нмт = 0,3-0,4 м; якщо 0,8 < Да < 1,5 м, то Нмт = 0,34 В®'55 м. Крім того, при виборі відстані між тарілками необхідно враховувати можливість спінювання рідини та бризковинос із тарілок.

Якщо є необхідність робити огляд, чищення та ремонт тарілок, то при Ва > 1,5 м варто приймати Нмт > 0,6 м.

Розрахунок висоти насадкової колони. Розрахункову поверхню насадки в масообмінній колоні визначають на базі основного рівняння масопередачі, при цьому

= М / Ку Ауср = 0,785В>Яр, (4.16)

де Ва - діаметр масообмінної колони; а - питома поверхня шару насадки, м /м ; Яр - розрахункова висота шару насадки, м.

Розв'язавши рівняння (4.16) щодо висоти шару насадки, знайшли

М

Яр =-2-. (4.17)

_ р   0,785В>Ку Ауср _

Рівняння (4.17) звичайно використовують у такому вигляді

Я =-Є(Ун ~ Ук)-= ^ • (У» ~ Ук) = Ь N (4 18)

Нр   0,785ВІаКуАуср   КуаЗ    Ауср      ^, (4.18)

де 5 - площа поперечного перерізу абсорбера, м2; Ку - коефіцієнт масопередачі в газо­вій фазі, м/с; Н0у - висота шару насадки, еквівалентна одиниці переносу речовини в га­зовій фазі, при цьому коу=0/Кув8; Иоу - число одиниць переносу речовини в газовій фазі для абсорбера.

Висоту шару насадки також визначають з допомогою рівняння ВЕОП.

Критеріальне рівняння (2.22) було приведене до формули, що дозво­ляє безпосередньо розрахувати висоту шару насадки, еквівалентну одиниці переносу речовини в газовій фазі, при цьому отримали [11, 36]:

- для невпорядковано засипаних насадок

hoy = OMSd^Re^Pr^1, (4.19)

- для регулярних насадок

hoy = 1,5d3KeRe0;26PrD;66(l / dm )0,47. (4.20)

Аналогічним методом, на основі критеріального рівняння (2.25) отримана формула для розрахунку висоти шару насадки, еквівалентної одиниці переносу речовини в рідкій фазі, що має вигляд

hox = 119SnpRe0x25Pr°f , (4.21)

де Snp - наведена товщина плівки рідини; Rex, PrDx - числа Рейнольдса та Прандтля для рідкої фази відповідно.

Розрахункову висоту шару насадки в апараті звичайно визначають за формулами [3, 10, 11, 14]:

Н = hoy Noy = hox Nox, (4.22)

де hoy, hox - висоти шару насадки для одиниці переносу речовини в газовій та рідкій фа­зі відповідно; Noy , Nox - число одиниць переносу для газової та рідкої фази відповідно.

Потрібно відзначити, що висоти шару насадки для одиниць перено­су в фазах досить помітно відрізняються, що порушує умову рівняння (4.22). Тому запропоновано [13] враховувати положення робочої і рів­новажної ліній процесу через коефіцієнти розподілу речовини у фазах.

Як відзначалося раніше, коефіцієнт масопередачі у фазах може бути виражений через окремі коефіцієнти масовіддачі та коефіцієнт розподі­лення речовини в фазах (див. рівняння (1.52 - 1.53)). Якщо виразити коефіцієнти масовіддачі в фазах через відповідну висоту шару насадки в фазах і підставити їх в формулу (1.52), то можна отримати рівняння, що враховує швидкість процесу масопередачі через висоту еквівалент­ну одиниці переносу речовини в обох фазах, при цьому одержали [3]

h = hoy + у hox, (4.23)

де m , l - коефіцієнти розподілу речовини в фазах для робочої і рівноважної ліній про­цесу відповідно.

3 врахуванням залежності (4.23) розрахункова поверхня шару насадки для масообмінної колони дорівнює

Ин = h •     . (4.24)

Фактичну поверхню насадки в апараті приймають на 15-25 % більше розрахованої [3, 10, 11], відповідно більшою є і висота шару насадки.

Якщо відношення загальної висоти шару насадки до діаметра коло­ни Нн / Da > 6, то в цьому випадку насадку рекомендовано завантажу­вати у колону на опорні решітки окремими шарами, установлюючи під решіткою перерозподільні тарілки та конуси, що відводять рідину від стінок колони до її центру..

Повна висота HacadKoeo'i KonoHU включає як робочу висоту шару насадки, так і висоту, що враховує необхідність виділення додаткових об'ємів (для сепараційних просторів, установки додаткових пристроїв ­розподільників рідини, конусів, що відводять рідину, перерозподільних тарілок, виділення об'єму в нижній кубовій частині для тимчасового зберігання невеликого запасу рідини, люків для огляду, ремонту, заван­таження та вивантаження насадки та ін.).

Приклад 4.1. В насадковому абсорбері під тиском П = 0,125 МПа із газоповітряної суміші поглинається водою діоксид сірки. Об'ємна витрата газу складає ¥гсо = 7200 нм3/год, температура газової суміші ггп = 22°С, початкова концентрація діоксиду сірки в газовій суміші складає упу = 6,3 % об'єм., степінь вилучення діоксиду сірки складає Сп = 95 %, кінцева концентрація діоксиду сірки у воді дорівнює 90 % від рівноважної.

Визначити діаметр абсорбера та висоту шару насадки за умови, що абсорбер запов­нений насадкою із кілець Рашига розміром 50х50х5 мм та працює в плівковому режимі.

Розв'язання.

1. Визначимо фізико-хімічні властивості взаємодіючих при абсорбції фаз, при цьому знайдено: густина абсорбенту - води рх = 998 кг/м3 [див. додатки, табл. Д.8]; вязкість води цх = 0,958 мПас (табл. Д.9).

Середня густина газової суміші за нормальних умов дорівнює

Рос = Р„с ■ У+Р«(1 - У) = 2,93 ■ 0,063 +1,293(1 -0,063) = 1,396 кг/м3;

густина газової суміші за робочих умов

70 П 273 -1,25

ру =ро^ °       =1,39(6-

(Т0 + г)р0 (273 + 22) ■ 1,033

де рдс, рп - густина діоксиду сірки і повітря за нормальних умов відповідно, рп = 1,293 кг/м3, рдс = 2,93 кг/м3 (див. додатки, табл. Д.5).

2. Визначимо масову витрату інертних газів на вході в абсорбер, при цьому

Оін = Угсо -рп(1 -упу) = 7200 ■ 1,293(1 -0,063) = 8723 кг/год = 2,423 кг/с. Визначимо кількість поглиненого діоксиду сірки в процесі абсорбції

АМдс = УгсоуюрдсС„ = 7200-0,063-2,93-0,95 = 1262,6 кг/год = 0,3507 кг/с, де рдс - густина діоксиду сірки за нормальних умов, кг/м3.

3. Визначимо за формулою (4.11) об'ємну витрату газової суміші в робочих умовах процесу, при цьому знайшли

V = V  <273 + г1)Ро = ^20°(273 + 22)-1,033 = 1,786 м3*     гс°    273р       3600     273 -1,25

4. Визначимо початкову концентрацію діоксиду сірки в газовій суміші:

- через відносну мольну концентрацію

Уп = —Уш= і-= 0,06723 кмоль БСЬ/кмоль повітря;

Страницы:
1  2  3  4  5  6  7  8  9  10  11  12  13  14  15  16  17  18  19  20  21  22  23  24  25  26  27  28  29  30  31  32  33  34  35  36  37  38 


Похожие статьи

А П Врагов - Гідромеханічні процеси та обладнання хімічних і нафтопереробних виробництв

А П Врагов - Сравнительный анализ энергетических затрат в процессах высаливающей и испарительной кристаллизации

А П Врагов - Массообмінні процеси та обладнання хімічних і газонафтопереробних виробництв