А П Врагов - Массообмінні процеси та обладнання хімічних і газонафтопереробних виробництв - страница 16

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 

1 - Уш    1 - 0,063

- через відносну масову концентрацію

У = у ^1°. = 0,06723— = 0,1484 кг 8<С2 /кг повітря, Мпж 29

де М50^, Мпов - мольна маса діоксиду сірки і повітря відповідно.

5. Визначимо кінцеву концентрацію діоксиду сірки в газовій суміші на виході із аб­сорбера за рівнянням (2.36), при цьому отримали

ук = (1 - Сп )Уп = (1 - 0,95) 0,06723 = 3,36 -10-3 кмоль 8<С2 /кмоль повітря;

V = Ук^°- = 3,36 10-3 — = 7,42 10-3 кг 8<С2 /кг повітря.

6. Визначимо положення робочої і рівноважної ліній процесу абсорбції відповідно до умов задачі, при цьому коефіцієнт Генрі при поглинанні діоксиду сірки водою при тем­пературі 22 °С дорівнює ф = 38 бар = 27,93-103 мм рт. ст. (див. додатки, табл. Д.6).

Зважаючи, що кінцева концентрація поглиненої речовини у воді невисока, в розра­хунках не будемо враховувати теплоту розчинення, тобто процес абсорбції приймемо ізотермічним, при цьому рівняння рівноважної лінії процесу має вигляд

У * = *Ь- = 27930Хр = 29,4Хр (4.25) П       950    р р де Хр - поточна рівноважна концентрація діоксиду сірки у воді, кмоль Б02/кмоль Н20; П - загальний тиск в абсорбційній колоні, мм рт. ст., П = 1,25-760 = 950 мм рт. ст.

0тже залежність (4.25) є рівнянням рівноважної лінії процесу абсорбції діоксиду сір­ки водою для заданих умов процесу.

7. З допомогою рівняння (4.25) знаходимо рівноважну концентрацію діоксиду сірки у воді на виході із абсорбера (кмоль Б02 /кмоль Н20)

кр   29,4      29,4 2 2

Масова рівноважна концентрація діоксиду сірки у воді дорівнює

-х._

64 3

=--2,286 -10-3

18

= 8,13 -10 3 кг 802/кг Н2О.

Робоча кінцева концентрація діоксиду сірки у абсорбенті дорівнює

- мольна концентрація

Хк = 0,9Хкр = 0,9-2,286-10-3 = 2,057-10-3 кмоль 802/кмоль Н2О,

- масова концентрація

хк = 0,9 хкр = 0,9-0,00813 = 0,007317 кг Б02/кг Н2О. Рівноважна мольна концентрація діоксиду сірки у газовій суміші на вході газу в аб­сорбер

У*пр = 29,4Хк = 29,4-2,057-10-3 = 0,06047 кмоль Б02/кмоль повітря;

- рівноважна відносна масова концентрація (кг Б02 /кг повітря)

у   = У'^0- = 0,0604^ = 0,1334.

Рис. 4.9 - Робоча і рів­новажна лінії процесу абсорбції діоксиду сірки

8. На рис. 4.9 побудовані рівноважна і робоча лінії процесу абсорбції діоксиду сірки водою відповідно з умовами задачі.

Визначимо середню рушійну силу процесу абсорбції в газовій фазі, при цьому

Ауср = (Ау„ -Аук )/[1п(Ауи / Аук)],

де Ауп , Аук - рушійна сила процесу на вході і виході газової суміші відповідно, кг Б02 /кг повітря. Рушійна сила процесу на вході газової суміші Луп = уп -у„р = 0,1484 - 0,1334 = 0,015; рушійна сила процесу на виході газової суміші

Аук = ук -укр = 0,00742 - 0 = 0,00742; середня рушійна сила процесу дорівнює Ауср = (0,015 - 0,00742)/1п (0,015/0,00742) = 0,0248. 9. Мінімальна витрата води для даного процесу аб­сорбції дорівнює

АМ 1262,6

0,00813

■ = 155301 кг/год = 43,14 кг/с.

Загальна (робоча) масова витрата абсорбенту (води) дорівнює

Ір = АМ / хк = 1262,6/0,007317 = 172557 кг/год = 47,93 кг/с.

Питома робоча витрата абсорбенту в процесі абсорбції дорівнює

Ь     47 93 І = — = —-— = 19,782 кг Н20/кг повітря. він 2,423

10. Визначимо граничну швидкість газової суміші для насадкової колони, що працює в режимі інверсії фаз, при цьому використаємо формулу (4.3)

А­1,751

0,25 /

де он - питома поверхня насадки, м2/м3; є - вільний об'єм насадки, м3/м3; g - прискорен­ня вільного падіння, м/с2; ру, рх - густина газу і рідини відповідно, кг/м3; рх - в'язкість рідини, мПа с (сП); А - коефіцієнт, який обирається залежно від виду насадки і типу про­цесу, для насадки з кілець Рашига щодо абсорбції А = 0,022; Ь, G - масові витрати пото­ків рідини і інертного газу (повітря) відповідно, кг/с.

В даному випадку для керамічних кілець Рашига з розмірами 50х50х5 мм питома поверхня насадки ан = 87,5 м2/м3, вільний об'єм насадки є = 0,785, еквівалентний діа­метр кілець Іекв = 0,035 м [11].

Фізико-хімічні властивості фаз такі: густина абсорбенту - води рх = 998 кг/м3; вяз-кість води цх = 0,958 мПа-с; середня густина газової суміші за робочих умов процесу ру = 1,563 кг/м3.

Підставивши всі величини у рівняння (4.3), отримали

• 87,5-1,563-0,9580

9,81-0,7853 • 998 -1,624;

= 0,022 -1,75

47,93 У  (1,563

2,423;

0,02376/0,02868 = 0,828

998

м>гр = 0,91 м/с.

1і(0,02868и£) ..гр

Робоча швидкість газу в насадковій колоні мір = 0,85-0,91 = 0,7737 м/с.

11. Визначимо діаметр насадкового абсорбера за формулою (4.15)

Ба = ^Угс /0,785 • ч>гр =у/1,786/0,785 • 0,7737 = 1,7148 м .

Відповідно до ряду діаметрів стандартних колон приймаємо       Ва = 1800 мм. Фактична швидкість газового середовища в колоні дорівнює

міг = Уг /0,785І)2 = 1,786 / 0,785-1,82 = 0,702 м/с.

12. Розрахуємо об'ємну щільність зрошення насадки водою, при цьому

и = Ьр /(рхБ) = 47,93/(998-0,785-1,82) = 18,88-10-3 м3/(м2-с) = 67,977 м3/(м2-год). 0птимальна щільність зрошення насадки дорівнює

иопт = Ьан = 0,158• 87,5 = 13,825 м3/(м2-год). Фактична щільність зрошення насадки дорівнює

и 67,977

цг =-=-= 4,917 > 1, що забезпечує добру змочуваність насадки.

ит    13,825 '       УУ У

13. Визначимо висоту шару насадки, еквівалентну одиниці переносу речовини в га­зовій фазі, за формулою (4.19)

коу = 0,615сІзкеЯе0;М5Рг^67 = 0,615 • 0,035 • 28660,345 • 1,170,67 = 0,3727 м.

В даному прикладі число Рейнольдса для газової фазі дорівнює

4м>г рг = 4 • 0,702 • 1,563

87,5 4,75 •Ю­

2866 ,де р,г - вязкість газової суміші при робочих умовах процесу, визначена щодо повітря, Мг = 1,75-10-5 Па-с [11, с. 557].

Критерій Прандтля дифузійний дорівнює

Ргоу= Мг /рг Оу = 1,75-10-5/ 1,563-9,56-10-6 = 1,17.

Коефіцієнт дифузії діоксиду сірки в повітрі при 0°С і тиску Ра= 1атм дорівнює Бд = 10,3-10-6 м2/с (див. додатки, табл. Д. 10)

При інших температурах і тиску коефіцієнт дифузіїї дорівнює

0 р

V - і 1,25 V 273

= 9,5610-6 м2/с.

14. Визначимо висоту шару насадки, еквівалентної одиниці перенесення речовини в рідкій фазі за формулою (4.21)

кох = 1196грЯє°о-25 Рг°в5 = 119-0,455-10"4-22870'25-627,40'5 = 0,938 м.

В даному прикладі наведена товщина плівки рідини на шарі насадки дорівнює

(   ,.2   У/3    (с\ пго2

Мх

0,9582-10-

9982 • 9,81

Числа Рейнольдса та Прандтля дифузійного для рідкої фази в шарі насадки дорівнюють

Яех =-р=-4 47,93--      = 2287,

$оцх(р   87,5 0,958 •Ю-3

РгОх = /их / рхОх = 0,958-10-3 /998-1,53 •Ю-9 = 627,4.

де Бх - коефіцієнт дифузії діоксиду сірки у воді, Бд =1,47-10-9 м2/с. При інших температурах (див. додатки - табл. Д. 11)

О* = Б20 [1 + 0,02(? - 20)]= 1,47 •10-9[1 + 0,02(22 - 20)] = 1,53 •10-9 м2/с.

15. Визначимо число одиниць перенесення в газовій фазі на базі формули (1.66)

= (ї^УА = 0,1484 - 0,00742 = 5,685, °У      Аур 0,0248

де Ауср - середня рушійна сила процесу в газовій фазі, кг Б02 /кг повітря.

16. Визначимо висоту шару насадки, еквівалентної одиниці перенесення для газової фази за формулою (4.23)

т 18 25

й  = к + — кх = 0,372 + '--0,938 = 1,26 м,

оу І 19,267

де І, т - коефіцієнти нахилу рівноважної і робочої лінії процесу абсорбції відповідно. В даному процесі абсорбції діоксиду сірки водою

І = ^ = 0,1484 - 0,00742 = 19,267;    т = ^ = 0,1484 - 0 = 18,25. хкр 0,007317 хр 0,00813

17. Розрахункова висота шару насадки за формулою (4.24) дорівнює

Ннр =     • Ny = 1,26-5,685 = 7,163 м.

18. Враховуючи запас поверхні 25 %, робоча висота шару насадки дорівнює

Нн = 1,25 Ннр = 1,25-7,163 = 8,95 м.

Відношення Нн /Ба = 8,95:1,8 = 4,972 < 6, отже насадку розміщують в колоні без додаткових перерозподільчих пристроїв.

Відповідь: 1. Діаметр насадкового абсорберу Ба = 1800 мм. 2. Робоча висота шару насадки з запасом поверхні 25 %   Нн = 8,95 м.

Розрахунок висоти тарілчастих колон. Повна висота тарілчастих колон визначається з урахуванням висоти тарілчастої частини, висоти сепараційних просторів, висоти кубової частини, при цьому

Нк = (пт -1)Имт + Нс + Н

де Пт - кількість реальних тарілок у колоні; Н

куб, (4.26)

відстань між тарілками; Нс - висота

сепараційних частин колони; Нф - висота кубової частини.

Кількість реальних тарілок у колоні визначають або графічною побудовою прямокутних трикутників (ступенів контакту фаз) між робочою лінією процесу та кінетичною кривою (див. рис. 1.11), або визначенням числа теоретичних тарілок з врахуванням ККД для них залежно від типу контактного пристрою (див. рис. 4.10).

На величину ККД реально впливають конструктивні особливості (тип) тарілки, швидкість газу в колоні, летючість і густина пари компо­нентів, а також в'язкість рідини.

Локальний ККД реальних тарі­лок різних типів змінюється в ши­роких межах (ті і = 0,3-0,6).

Рис. 4.10 - Приблизні значення ККД тарілок:

1 - клапанна; 2 - ситчаста; 3 - ков-пачкова (капсульна); 4 - решітчаста

ККД реальних тарілок можна збільшити шляхом зміни швидко­сті газу (пари) в апараті, збільшен­ням щільності зрошення тарілки (збільшенням витрати рідини), а також підбором відповідного типу контактного пристрою.

Практичне число реальних тарілок у масообмінному апараті можна визначити при відомому числі теоретичних тарілок за залежністю

Кр =      /гісР, (4.27)

де Тср - середній ККД тарілки для масообмінного апарата.

Відстань між тарілками вибирають залежно від діаметра колони, типу контактного пристрою, режиму його роботи, висоти шару піни на тарілці, а також від необхідності періодичних оглядів, чищення та ре­монту. При установці люків-лазів відстань між тарілками звичайно приймають не меншою 450 мм [10, 27, 39].

Висоту сепараційного простору звичайно вибирають конструктивно залежно від діаметра колони в межах кс = (0,4-0,8)Д, .

Загальна висота сепараційних просторів відповідно дорівнює

Н

(4.28)де пс - число сепараційних просторів; кі - висота сепараційного простору в певній зоні масообмінної колони.

Висота кубової частини колони приймається залежно від її діаметра.

Для нормалізованих колон різних діаметрів висота сепараційної і кубової частини представлені в табл. 4.1.

Таблиця 4.1. Висота сепараційної (кі ) і кубової кув ) частин

масообмінних колон залежно від їхнього діаметра

Діаметр,

Оа , мм

1000 - 1800

2000 - 2600

2800 - 4000

Висота,

И , мм

800

1000

1200

Висота,

Икуб , мм

2000

2500

3000

При організації в нижній частині абсорбера деякого об'єму для тим­часового перебування в ньому абсорбенту, робочий об'єм цієї частини визначають за умови забезпечення 5-10 хвилинної роботи абсорбера на випадок раптового припинення подачі абсорбенту в колону.

Рекомендації щодо устрою допоміжних вузлів абсорбційних і рек­тифікаційних колон подані в книзі [27, с.246].

Запитання та вправи для самостійної роботи

1. За якими ознаками класифікують масообмінні колонні апарати?

2. Які основні завдання виконує абсорбційна колона та які основні конструктивні елементи вона в собі містить?

3. Як улаштована та як працює насадкова абсорбційна колона? Які типи насадкових колон ви знаєте та в чому вони між собою відрізняються?

4. Назвіть основні типи насадок та їхні характеристики, що враховують при проек­туванні насадкових масообмінних колон.

5. Які буваютьгідродинамічні режими роботи насадкових колон і як вони реалізу­ються?

6. Які методи використовують для рівномірного зрошення насадок рідиною?

7. Як розраховують швидкість масопередачі в насадкових масообмінних колонах?

8. Як улаштовані та як працюють колони з ситчастими тарілками? Які типи сит-частих тарілок ви знаєте та в яких випадках їх використовують?

9. Як улаштовані та як працюють колони з ковпачковими тарілками? Які типи ков-пачкових тарілок ви знаєте та в яких випадках їх використовують?

10. Які бувають гідродинамічні режими роботи барботажних тарілок масообмінних колон та як вони реалізуються?

11. Як улаштовані та як працюють колони з клапанними тарілками? Які типи клапа­нів використовують в масообмінних колонах та як вони працюють?

12. У чому полягають принципові відмінності в будові і роботі абсорбційних і ректифікаційних колон?

13. Як розрахувати діаметр масообмінної колони? Які параметри процесів треба враховувати при визначенні робочої швидкості газу (пари) в масообмінній колоні?

14. Як впливає флегмове число на діаметр і висоту ректифікаційної колони?

15. Як визначають висоту шару насадки в насадковій масообмінній колоні?

16. Як визначити число реальних тарілок масообмінної колони?

РОЗДІЛ 5

РОЗЧИНЕННЯ ТВЕРДИХ РЕЧОВИН І ТВЕРДОФАЗНЕ ЕКСТРАГУВАННЯ

Процеси розчинення солей і твердих речовин у рідинах, а також про­цеси вилучення розчинних речовин з пористих структур твердих тіл за допомогою різних розчинників широко використовують в хімічній, гід­рометалургійній, гірничо-хімічній та багатьох інших галузях промисло­вості з метою одержання розчинів і подальшої їх переробки в цільові продукти. Розрізняють просте розчинення речовини та вилуговування.

При простому фізико-хімічному розчиненні чистої речовини процес завершується повним зникненням твердої фази та переходом її в роз­чин. У процесі твердофазної екстракції - вилуговуванні відбувається часткове розчинення деяких складових твердої фази та перехід їх в роз­чин речовин, при цьому в розчині завжди залишається твердий осад або пориста інертна структура, яка вміщувала розчинні речовини.

Термін «вилуговування» відомий з давніх часів (з XV в.), тому що спочатку за допомогою цього методу виробляли розчини поташу - лугу з рослинної золи, обробляючи її гарячою водою. Подібним способом -феритним методом - довгий час виробляли їдкий натр із плаву фериту натрію, обробляючи його гарячою водою.

5.1 Фізико-хімічні основи процесів розчинення

Розчиненням називають процес руйнування структури твердої речовини та переходу її в рідку фазу під дією розчинника, при цьому звичайно утворюється однорідний розчин, що складається з розчинника та розподілених у ньому молекул, іонів розчиненої речовини і їх струк­турних утворень із розчинником (сольватів і гідратів) [18, 44, 56].

Розчинення звичайно вважають різновидом гетерогенної хімічної реакції, тому що процес розчинення завжди супроводжується тепловим ефектом - поглинанням або виділенням тепла, а також зміною міжмо­лекулярної взаємодії розчиненої речовини з розчинником. Отже, роз­чинення являє собою процес міжфазної дифузійної взаємодії речовин в системі тверда фаза - рідина (Т - Р) [42, 44].

Залежно від фізико-хімічних властивостей речовини, що розчиня­ється, і розчинника в основному розрізняють два способи розчинення:

- фізичне розчинення, при якому вихідна речовина хімічно не взає­модіє з розчинником і не змінює свого хімічного складу. Звичайно роз­чинена речовина може бути відновлена з розчину і отримана у твердо­му стані методами випарювання та кристалізації;

- хімічне розчинення, при якому тверді речовини хімічно взаємоді­ють з розчинником, у результаті такого процесу отримують розчини продуктів реакції, що заново утворилися.

Фізичне розчинення твердих частинок у більшості промислових апа­ратів відбувається в умовах конвективної взаємодії великої кількості частинок з потоком рідини, таке розчинення називають масовим.

Розрізняють розчинення в щільному шарі, коли рідина з певною швидкістю рухається в каналах зернистого шару, взаємодіючи з повер­хнею частинок і розчиняючи їх. Цей процес застосовують в апаратах періодичної дії, подаючи звичайно розчинник зверху вниз на зернистий шар часток, що перебувають на пористій пластині, при цьому розчин­ник рухається в каналах і порах ущільненого зернистого шару. Такий характер гідродинамічної та дифузійної взаємодії твердої та рідкої фаз називають внутрішньою задачею гідродинаміки в насадкових апаратах.

В інших варіантах процесу розчинення, застосовуваних в апаратах без­перервної дії, частки зернистого шару переводяться у зважений стан і об­миваються потоком розчинника в умовах зовнішнього обтікання часток. Перехід зернистого шару часток з нерухомого у зважений стан досягається при подачі розчинника з певною швидкістю знизу вгору, при використанні механічного та пневматичного перемішування, а також при накладенні на систему частки - розчинник енергетичних впливів. Така взаємодія потоків твердої та рідкої фаз відноситься до зовнішньої задачі гідродинаміки.

При фізичному розчиненні як розчинник здебільшого використову­ють воду, при хімічному розчиненні використовують водні розчини лугів, кислот, а також органічні розчинники.

Витрата розчинника звичайно повинна бути такою, щоб при визна­ченій температурі процесу вся речовина могла б розчинитися, забезпе­чуючи задану концентрацію речовини в розчині, а розчин, що утворив­ся, як правило, залишався б ненасиченим.

Хімічне розчинення буває повним або частковим з одержанням роз­чину та нерозчинного осаду. Звичайно з утвореного розчину не можна одержати вихідну речовину методами випарювання та кристалізації.

При аналізі та дослідженні процесів розчинення речовин важливу роль відіграють дві сторони процесу: статика, на основі якої визнача­ються умови рівноваги між взаємодіючими фазами в системі (Т - Р), і кінетика, що визначає швидкість розчинення часток залежно від основних факторів і параметрів, що впливають на процес.

На умови досягнення рівноваги в системі речовина - розчинник впли­вають природа, хімічний склад, фізико-хімічні властивості твердої речо­вини та розчинника, а також температура, за якої відбувається процес розчинення. Для солей, що мають іонну кристалічну структуру, роз­чинність речовин підвищується зі збільшенням температури та тиску, хоча вплив останнього в межах Р < 1,0 МПа практично не враховують.

Розчинення твердої речовини в розчиннику припиняється при досягненні рівноважної концентрації речовини в розчині при заданих умовах процесу. Така гранична концентрація речовини в розчині при заданій температурі називається розчинністю.

Розчинність - індивідуальна властивість речовини в конкретному розчиннику. Експериментальні дані щодо розчинності солей у різних розчинниках звичайно наведені в довідниках [12, 21].

Процес фізичного розчинення твердих часток речовини в потоці розчинника включає такі основні стадії:

- підведення розчинника до поверхні розділу фаз тверде - рідина;

- взаємодія речовини з розчинником на поверхні розділу фаз та утворення однорідного розчину (кінетична стадія);

- відведення продуктів розчинення від поверхні розділу фаз у ядро потоку рідини (дифузійно-конвективна стадія процесу).

Швидкість молекулярного переносу речовини в приграничному шарі, що прилягає до поверхні розчиненої частки, описується законом молекулярної дифузії - законом Фіка

СІМ __ Д_ Іг8

(С _ С> , (5.1)

де Бх - коефіцієнт дифузії, м2/с; Сн, С* - концентрація розчиненої речовини на поверхні частки та на межі дифузійного підшарку відповідно; 6 - товщина дифузійного підшарку; F - поверхня частки, що розчинюється.

Коефіцієнт дифузії при розчиненні солей у водних розчинах зале­жить від валентності та іонної провідності катіонів та аніонів за відпо­відної температури, а також від в'язкості розчинника [12, 16, 25].

Для розрахунків коефіцієнта дифузії в малоконцентрованих розчи­нах використовують рівняння Уілкі - Ченга [16], яке для водних розчи­нів має вигляд

Вх = 5,06 •1011Г /(рр-Гс), (5.2)

де цр - динамічна в'язкість води при температурі розчинення, МПас; Ус - молярний об'єм речовини, що розчинюється, Ус = Мс/рс , см3/моль; Мс - мольна маса солі; рс - густина солі, що розчиняється.

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