Расчет абсорбера для очистки отходящих от печи газов от диоксида серы известковым молоком

Размещено на http://www.allbest.ru/

Размещено на http://www.allbest.ru/

Курсовой проект

Расчет абсорбера для очистки отходящих от печи газов от диоксида серы известковым молоком

Исходные данные

абсорбер очистка известковый газ

Состав исходного газа в% объемных:

СО₂ = 17,05

Н₂О = 11,27

N₂ = 68, 14

O₂ = 3, 48

SO₂ = 0, 06

Объемный расход газа, поступающего в абсорбер = 4478 м³/час;

Начальная температура газа t = 50?С

Начальная температура абсорбента t = 20 ?С

Среднее давление в аппарате Р = 0,1 кПа

Степень извлечения диоксида серы (SO₂) ц = 90%

Свежий абсорбент не содержит SO₂

Степень извлечения SO₂ водой ц = 98,5%

Конечная концентрация SO₂ в абсорбенте равна 90% от максимально возможного т.е. Хк = 0,9 Х_max.

В аппарате установлены решетчатые тарелки

1. Построение рабочей и равновесной линии

Уравнение равновесия у^* = 37,5 Х

Равновесные данные

х	0	0,05х10-4	0,1х10-4	0,12х10-4	0,13х10-4	0,14х10-4	0,15х10-4	0,16 х10-4
у	0	0,000187	0,000375	0,000449	0,000488	0,000525	0,000563	0,0006

Х_н = 0 кмоль SO₂/ кмоль Н₂О

Выразим состав поступающей в абсорбер газовой смеси в относительных мольных долях[1]:

y_н===0,0006 кмоль SО₂/кмоль ин. газа

Расчет конечной концентрации SО₂ в газов смеси на выходе из аппарата[1]:

y_к =(1-ц) у_н + у^*(х_н)=(1-0,985)*0,0006 + 0=0,000009 кмоль SО₂/кмоль ин. газа,

где у^*(х_н)= 0

У_к = y_к

Найдем конечное содержание SO₂ в воде[1]

Х_к = 0,9 * (y_н)

У^* = 37,5 Х => (y_н) = = = 0,000016

Х_max. = 0,000016 кмоль SO₂/ кмоль Н₂О

Тогда Х_к = 0,9 * 0,000016 = 0, 000014



Рис. 1 Определение числа теоретических тарелок

2. Составление материального баланса и определение расхода абсорбента

Объемный расход инертной газовой фазы при нормальных условиях составляет[1]

= *(1 - y_к) = (1 - 0,0006) = 1,24

Мольный расход инертной газовой фазы G равен[1]

G = = = 0,056

Мольный расход диоксида серы М, поглощаемый водой в абсорбере, составляет[1]

М = G (У_н - У_к) = 0,056 (0,0006 - 0,000009) = 0,000033

Расход абсорбента в соответствии с уравнением (13) [1] и с учетом того, что Х_н = 0

L = = = 2,36

Массовый расход абсорбента равен [1]

= 2,36 * 18 = 42,48

Объемные расходы газовой смеси при рабочих условиях на входе в абсорбер V_н и выходе из него V_к составляют[1]

V_н = = = 1, 49

V_к = * = 1,24 = 1,2

Молярные массы газа в вернем и нижнем сечениях аппарата рассчитываются по правилу аддитивности [2, c. 29]

М_к = 64, 1 * 0,000009 + 20,18 (1-0,000009) = 20,18

М_н = 64,1 * 0,0006 + 20,18 (1-0,0006) = 20,2

Где 64,1 - молярная масса диоксида серы,

20, 18 - молярная масса инертной части дымовых газов, рассчитывается

М _{ин г} = =44 * 0,1705 + 18 * 0,1127 + 14 * 0,6814 + 32 * 0,0348 = 20,18

Плотность газовой смеси на входе в абсорбер с_гн и выходе из аппарата с_гк[1]

с_гн = = = 0,752

с_гк = = = 0,751

Средняя плотность газовой смеси в абсорбере

с_г = = = 0,7515

Средний массовый расход газовой смеси в абсорбере [1]

= * с_г = * 0,7515 = 1

Массовый расход насыщенного абсорбента

= + М * = 42,48 + 0,000033 * 64,1 = 42,48

Здесь - молярная масса диоксида серы.

Средний массовый расход абсорбента [1]

= = = 42, 48

Средний объемный расход газовой смеси

V = = = 1, 345

Плотность воды при 20^о С составляет с_ж = 998 кг/м^3. Следовательно, объемный расход воды , не содержащей диоксида серы, равен[1]

 = = 0,043

3. Тепловой баланс

При средней температуре абсорбента в абсорбере t = 40 ^o C дифференциальная теплота растворения диоксида серы в воде[2]

Ф = 32000 кДж / кмоль

Удельная теплоемкость воды[2]

с = 75, 42 кДж/(кмоль * К)

Определим конечную температуру насыщенного абсорбента после проведения абсорбции [1]

= + = 20 + = 20 + = 20, 00034 ^o C

Средняя температура абсорбента

= = = 20, 00017 ^o C

Действительная средняя температура абсорбента незначительно отличается от ранее принятой температуры, следовательно, уточнение расчета равновесных концентраций и теплового баланса проводить не нужно. Можно сделать вывод, что абсорбция протекает практически в изотермических условиях.

4. Расчет скорости газа и диаметра абсорбера

В соответствии с ОСТ - 25 - 675 - 88 принимаем конструктивные размеры решетчатой тарелки:

ширина щели b = 0,006 м;

толщина полотна тарелки д = 0,002 мм;

доля свободного сечения тарелки ц₀ = 0,22;

шаг между щелями S₀ = 0,012 м;

эквивалентный диаметр щелей решетчатой тарелки

= 2 * b = 2 * 0,006 = 0,012 м.

Скорость захлебывания для решетчатых (провальных) тарелок рассчитывается из уравнения:

q = = 20 *

где Z ⁼ *

, - плотность газовой смеси и абсорбента, кг/м³

- динамическая вязкость абсорбента, мПа * с

g = 9, 81 м² / с

- массовый расход абсорбента и газовой смеси, кг/с.

Физические свойства абсорбента принимаем равными физическим свойствам воды при 20 ^о С, а именно: = 998 кг/м³; = 0, 7515 мПа*с [2, с. 537]

Тогда Z = * = 2,55 * 0,41 = 1,05

q = 20 * = 20 * = 0,3

q = = 0, 3

Из последнего соотношения рассчитывается скорость захлебывания, равная щ_з=1,5 м/с

Рабочую скорость газа щ принимаем меньше скорости захлебывания [1]

щ = 0,5 * щ_з = 0,5 * 1,5 = 0,75 м/с

Объемный расход газовой смеси изменяется в процессе абсорбции незначительно, поэтому нет необходимости рассчитывать диаметр аппарата отдельно для верхней и нижней частей. Расчет диаметр абсорбера проводим по среднему расходу газа [1]

V = 1, 345 м³/с

= = = 1,5 м

В соответствии с нормальным рядом диаметров колонных аппаратов ГОСТ 21944 - 76 принимаем диаметра абсорбера равным D = 1,6 м.

Тогда действительная скорость газа, отнесенная к полному сечению аппарата, составляет х[1]

= = 0,7 м/с

5. Расчет тарельчатой части абсорбера и полной высоты аппарата

Высота тарельчатой части аппарата Н_т рассчитывается по уравнению (21) [3] На рис. 1 показан расчет числа теоретических тарелок. Число теоретических тарелок равно n_т = 19,3. По экспериментальным данным [3] принимаем КПД решетчатой терелки ? = 0,7. Тогда число реальных тарелок составляет

N = = = 28

Принимаем расстояние между тарелками h_т = 0,3 м [5]. Высота рабочей зоны тарельчатого абсорбера равна

Н_т = (N - 1) * h_т = (28 - 1) * 0,3 = 8,1 м

Принимаем расстояние от верхней части насадки до верхней крышки аппарата 1,5 м и 2 м от нижней части насадки до нижней крышки аппарата. Следовательно, полная высота абсорбера [1]

Н_полн = Н_т +1,5 + 2 = 8,1 + 1,5 + 2 = 11,6 м

6. Выбор абсорбента.

По стехиометрии определим необходимое количество Са(ОН)₂ для улавливания SO₂

SO₂ + Са(ОН)₂ = CaSO₄ + H₂O

M (SO₂) = 64 г./моль

М (Са(ОН)_{2 )} = 74 г./моль

V (SO₂) = V_{газ. см.} * 0,06 = 1,345 * 0,06 = 0,081 м³/с =>

L (Са(ОН)_{2 )} = 0,09 кг/с, что от общего расхода абсорбента составляет 0,2%

Список литературы

1 Чемерисова А.М., Н.В. Финаева, Л.М. Журавлева Расчет абсорбционных аппаратов: Метод. указ./ Самар. гос. техн. ун-т - Самара, 2004. 24 с.

2..Павлов К.Ф. Примеры и задачи по курсу процессов и аппаратов химической технологии: Учеб. пособ. для вузов/ К.Ф. Павлов, П.Г. Романков, А.А. Носков; Под ред. П.Г. Романкова. 12-е изд., стереотипное - М.: ОООТИД «Альянс», 2005 - 576 с.

3. Перри Дж. Справочник инженера - химика: Пер. с англ./ Под ред. Н.М. Жаворонкова, П.Г. Романкова Т. 1, Л: Химия, 1969. 640 с.

4. Основные процессы и аппараты химической технологии: Пособ. По проектированию/ Под ред. Ю.И. Дытнерского. 2-е изд., перераб. и доп. М.: Химия, 1991. 496 с.

5. Методические указания к расчету гидравлического сопротивления ректификационных аппаратов/ А.М. Чемерисова., Н.В. Финаева, А.А. Скороход. Куйбышев: КПтИ, 1983. 32 с.

Размещено на Allbest.ru

...