Контрольная работа: Расчет концентрации бензола в поглотительном масле. Определение расхода греющего пара
Название: Расчет концентрации бензола в поглотительном масле. Определение расхода греющего пара Раздел: Рефераты по химии Тип: контрольная работа | |||||||||||
Задача 1 бензол абсорбер пар масло Абсорбер для улавливания паров бензола из парогазовой смеси орошается поглотительным маслом с мольной массой 260 кг/кмоль. среднее давление в абсорбере Рабс. =800 мм.рт.ст., температура 40°С. Расход парогазовой смеси 3600 м3 /ч (при рабочих условиях). Концентрация бензола в газовой смеси на входе в абсорбер 2% (об.); извлекается 95% бензола. содержание бензола в поглотительном масле, поступающем в абсорбере после регенерации 0,2% (мол.). Расход поглотительного масла в 1,5 раза больше теоретически минимального. Для расчета равновесных составов принять, что растворимость бензола в масле определяется законом Рауля. При концентрациях бензола в жидкости до х=0,1 кмоль бензола/кмоль масла равновесную зависимость Y*=f(х) считать прямолинейной. Определить: 1) Расход поглотительного масла в кг/ч; 2) Концентрацию бензола в поглотительном масле, выходящем из абсорбера; 3) Диаметр и высоту насадочного абсорбера при скорости газа в нем (фиктивной) 0,5 м/с и высоте единицы переноса (ВЕТТ) hоу =0,9 м; 4) Высоту тарельчатого абсорбера при среднем к.п.д. тарелок 0,67 и расстояние между тарелками. 1. Концентрация бензола в поглотителе на выходе из абсорбера и расход поглотительного масла Массу паров бензола (Б), переходящего в процессе абсорбции из газовой смеси (Г) в поглотитель (М) за единицу времени, находят из уравнения материального баланса:
где L, G – расходы соответственно чистого поглотителя и инертной части газа, кг/с;
Где ρ0у – средняя плотность парогазовой смеси при нормальных условиях. Принимаем плотность парогазовой смеси равной плотности коксового газа, ρ0у =0,44кг/м3 . Пересчитаем объемные концентрации в массовые. Пересчитаем объем парогазовой смеси для нормальных условий. V0 =Р·V·Т0 /(Т·Р0 )=800·3600·273/(313·740)=3394,5 м3 /ч, что соответствует 3394,5/22,4=151,54 кмоль/ч и 3394,5·0,44=1493,6 кг/ч. Таким образом, ун =67,89 м3 /ч=3,031 кмоль/ч=236,4 кг/ч=15,8% (по массе); при 95% поглощении ук =0,93% (по массе) Получим:
Для перевода объемной мольной концентрации в относительную массовую воспользуемся формулой: МА =260 кг/кмоль, ρ - плотность поглотительного масла, примем 900 кг/м3
Расход поглотительного масла L принят в 1,5 раза больше минимального Lmin : Отсюда:
где Расход инертной части газа: G=V0 (1-уоб )·(ρ0у –ун ), Где уоб – объемная доля бензола в газе, равная 2%, то есть 0,02 м3 Б/ м3 Г G=3394,5·(1-0,02)·(0,44-0,0093)=1432,77 кг/с Производительность абсорбера по поглощаемому компоненту: М=G·( Расход поглотителя: L=М/( Соотношение расходов фаз, или удельный расход поглотителя: l=L/G=11516,8/1432,77=8,04 кг/кг 2. Диаметр и высота насадочного абсорбера Фиктивная скорость газа в абсорбере известна ω=0,5 м/с V=3600 м3 /ч=1 м3 /с
Выбираем стандартный диаметр обечайки абсорбера d=1,6 м. Выбираем регулярные насадки фирмы Зульцер Хемтех удельная поверхность σ=235 м2 /м3 , свободный объем ε=0,9 м3 /м3 , эквивалентный диаметр dэ =0,015 м, насыпная плотность 490 кг/м3 , число штук на 1 м3 52 000. Плотность орошения (скорость жидкости) рассчитывают по формуле: U=L/(ρх S), где S – площадь поперечного сечения абсорбера, м2 . U=11516,8/3600/900/0,785/1,6=1,77·10-3 м3 /(м2 ·с) При недостаточной плотности орошения и неправильной организации подачи жидкости поверхность насадки может быть смочена не полностью. Существует некоторая минимальная эффективная плотность орошения Umin , выше которой всю поверхность насадки можно считать смоченной. Для насадочных абсорберов эта величина будет равна: Umin =а·qэф , где qэф =0,022·10-3 м2 /с – эффективная линейная плотность орошения Umin =235·0,022·10-3 =5,17·10-3 м3 /(м2 ·с) Условие удовлетворяется и коэффициент смоченности насадки ψ примем равным 1. Поверхность массопередачи может быть найдена из основного уравнения массопередачи:
где Кх Ку – коэффициенты массопередачи соответственно по жидкой и газовой фазе, кг/(м2 ·с)поверхность контакта фаз в абсорбере при пленочном режиме работы можно выразить также через высоту единицы переноса (ВЕП): F=Нн ·S·σ·ψ, где Нн – высота слоя насадки, м; S – площадь поперечного сечения аппарата; σ – удельная поверхность сухой насадки, м2 /м3 ; ψ – коэффициент смоченности насадки, безразмерный. Нн =hоу ·nоу , где hоу – высота единицы переноса; nоу – общее число единиц переноса. hоу =G/(Ку ·S·σ·ψ), откуда: Ку =G/(hоу ·S·σ·ψ) σ=235 м2 /м3 , S=πD2 /4=2,01 м2 ; ψ=1 Ку =1432,77/(0,9·2,01·235·1)=3,37 кг/(м2 ·с·кг/кг Г) Движущая сила в соответствии с основным уравнением массопередачи 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 движущую силу в единицах концентраций газовой фазы
где В данном случае:
где
Нн =F/(S·σ·ψ)=2048,1/(2,01·235·1)=4,34 м Количество единиц переноса: nоу =Нн /hоу =4,34/0,9=4,8≈5 шт. Уточненная высота насадки: Нн =5·0,9=4,5 м Расстояние между днищем абсорбера и насадкой и от верха насадки до крышки абсорбера выбирают в зависимости от орошаемого устройства, примем эти расстояния равными 1,4 и 2,5 м. тогда высота абсорбера будет равна Нв =4,5+1,4+2,5=8,4 м 3. Высота терельчатого абсорбера Определение высоты тарельчатого абсорбера проводятся по уравнению: Нт =(n-1)h, где n – число тарелок в колонне; h – расстояние между тарелками. При приближенных расчетах применяют метод определения числа тарелок с помощью среднего к.п.д. тарелок: n=nт /η, где nт – число теоретических тарелок. Число теоретических тарелок находим графически. По гарфику находим число теоретических тарелок: nт =3. n=3/0,67=4,5≈5 расстояние между тарелками выбираем из стандартного ряда и принимаем равным 0,5 м. Тогда: Нт =(5-1)·0,5=2 м Расстояние между верхней тарелкой и крышкой абсорбера 1,5 м; расстояние между нижней тарелкой и днищем абсорбера – 2,5 м. Общая высота абсорбера: Н=2,5+1,5+2=6 м Задача 2 Уравнения рабочих линий ректификационной колонны для разделения смеси бензола и толуола под атмосферным давлением: у=0,723х+0,263; у=1,25х-0,018. В колонну подается 75 кмоль/ч смеси при температуре кипения. Греющий пар в кубе колонны имеет избыточное давление 3 кгс/см2 . Определить требуемую поверхность нагрева в кубе колонны и расход греющего пара, имеющего влажность 5%. Коэффициент теплопередачи К=580 Вт/м2 ·К. Тепловыми потерями пренебречь. Температуру кипения жидкости в кубе принять как для чистого толуола. Решение Используя уравнения рабочих линий и уравнения материальных балансов для исчерпывающей и укрепляющих частей колонны, определим равновесный состав смеси, состав дистиллята и флегмы.
Тогда
у=1,25х-0,018 Таким образом, Gх ′=F+Gх =1,9025+2,61=4,5125 – флегмовое число в исчерпывающей части колонны. Для всей колонны уравнение материального баланса F=W+1; хр +хω ·W=хf ·F W=F-1=1,9025-1=0,9025 хf =( хр +хω ·W)/F=(0,949+0,0036·0,9025)/1,9025=0,500 Результаты сведем в таблицу:
Расход теплоты в кубе-испарителе ректификационной колонны непрерывного действия определяют из уравнения теплового баланса колонны с дефлегматором-конденсатором Qк +GF iF = Qд + GD iD + GW iW +Qп , где Qк – расход теплоты, получаемой кипящей жидкостью от конденсирующегося пара в кубе-испарителе. Вт; Qд – расход теплоты, отнимаемой охлаждающей водой от конденсирующихся в дефлегматоре паров, Вт; Qпот – тепловые потери (по условию задачи Qпот =0); GF , GD , GW – массовые расходы питания, дистиллята и кубового остатка, кг/с; iF , iD , iW – соответствующие удельные энтальпии. Qк =QД +GD сD tD +GW сW tW -GF сF tF +0, где сD , сW , сF – средние удельные теплоемкости, Дж/кг·К; tD , tW , tF – соответствующие температуры, °С (tD =82°С, tW =110,6°С, tF =93°С) G=75 кмоль/ч=20,83 моль/с, что соответствует 20,83·22,4=466,67 л/с=0,467 м3 /с (при нормальных условиях). При температуре кипения исходной смеси объемный расход Gv =0,467·(273+93)/273=0,625 м3 /с Средняя плотность исходной смеси ρсм =(4,1+3,48)/2=3,79 кг/м3 , тогда массовый расход GF =2,37 кг/с
GD =GF /F=2,37/1,9025=1,25 кг/с GW =W·GD =0,9025·1,25=1,12 кг/с Расход теплоты в паровом подогревателе исходной смеси: Удельная теплоемкость исходной смеси Расход теплоты, отдаваемой охлаждающей воде в водяном холодильнике дистиллята:
где удельная теплоемкость дистиллята Расход теплоты, отдаваемой охлаждающей воде в водяном холодильнике кубового остатка: где удельная теплоемкость кубового остатка Расход теплоты, отдаваемой охлаждающей воде в дефлегматоре-конденсаторе, находим по уравнению: Здесь где Расход теплоты, получаемой в кубе-испарителе от греющего пара Q=1767,1+392,5+184,7+220,6=2564,9 кВт Расход греющего пара, имеющего давление где Уравнение теплопередачи: Q=К·F·Δtср К=580 Вт/м2 ·К; Q=2564,9 кВт; Δtср =110,6-93=17,6°С поверхность нагрева в кубе колонны: F=Q/(К·Δtср )=2564,9·103 /(580·17,6)=251,3 м2 |