Проектування установки для абсорбції оксиду вуглецю водою

Знаходимо кінцеву  концентрацію оксиду вуглецю на виході з абсорберу:

 

(5.3)

 

де  – кінцева масова концентрація компонента у газовій фазі, кг/кг пов.;

ε – коефіцієнт вилучення.

Далі задаємо  ряд значень X̅, починаючи від 0 для побудування кривої рівноваги, а також знаходження рівноважної концентрації у газовій фазі (Табл. 5.1).

Для кожного із заданих значень знаходимо температуру поглинача після абсорбції:

 

,    (5.4)

 

де t₁, t₂ – температура води-поглинача відповідно до і після абсорбції, °С;

W – теплота  розчинення оксиду вуглецю у воді, кДж/кг;

с – питома масова теплоємність води, .

Знаходимо мольну долю компонента у воді:

 

,     (5.5)

 

де х –  мольна доля компонента у воді.

Для кожного  значення температури знаходимо  відповідний коефіцієнт  Генрі  Е, виражений у паскалях [3].

Далі знаходимо  значення рівноважного тиску оксиду вуглецю над водою:

 

p* = E ∙ x,        (5.6)

 

де р* - рівноважний  тиск оксиду вуглецю над водою, Па.

За отриманими значеннями p* розрахуємо значення рівноважної  масової концентрації компонента у  газовій фазі:

 

,       (5.7)

 

де Y̅* - рівноважна масова концентрація компонента у повітрі, кг/кг пов.;

P – загальний  тиск у абсорбері, Па.

Розрахуємо  парціальний тиск компонента у газовій  суміші, що поступає в абсорбер:

 

р_{парц СО} = P ∙ y,      (5.8)

 

де р_{парц СО} – парціальний тиск оксиду вуглецю у суміші газів, що поступають в абсорбер;

у – мольна (об΄ємна) доля оксиду вуглецю у суміші газів, що поступають в абсорбер.

При рівності тисків газу над розчином і парціального тиску компонента в системі настає фазова рівновага, яка характеризується рівністю кількості оксиду вуглецю, що переходить з газової фази в рідку і з рідкої в газову. З отриманих значень p * вибираємо значення р * ≈ р_{парц СО}.

Концентрація X̅, відповідна значенню р*, буде шуканою рівноважною концентрацією компонента в рідкій фазі. Концентрацію компонента в рідкій фазі на виході з абсорбера знаходимо за формулою:

 

Х̅_к = Х̅* ∙ η ,        (5.9)

 

де Х̅_к – масова концентрація оксиду вуглецю в рідкій фазі на виході з абсорбера, кг/кг води;

η – ступінь  насичення води оксидом вуглецю.

Оксид вуглецю, що подається з температурою 400 °С, попередньо охолоджується в теплообміннику до температури 25 °С. Тоді при охолодженні газ стискається пропорційно зміні температури. Його об’єм становитиме:

 

V_г = V_г^исх ∙ ,      (5.10)

 

где V_г^исх – об΄ємна витрата газу, що подається на теплообмінник, м³/с;

V_г – об΄ємна витрата газу, що виходить з теплообмінника, м³/с;

Т₁ – температура газу, що подається на теплообмінник, К;

Т₂ – температура газу, що виходить з теплообмінника, К.

Знайдемо  масову витрату ацетону:

 

G_СО = V_г ∙ y ∙ ρ_СО(T₂) ,     (5.11)

 

де G_СО – масова витрата оксиду вуглецю, кг/с;

ρ_СО(T₂) – щільність оксиду вуглецю при температурі Т₂, кг/м³.

Знайдемо  масову витрату повітря:

 

G_возд. = V_г ∙ (1 – y) ∙ ρ_возд.(T₂) ,   (5.12)

 

де G_возд. – масова витрата повітря, кг/с;

ρ_возд.(T₂) – щільність повітря при температурі Т₂, кг/м³.

Знайдемо  щільність газу, що поступає в абсорбер:

 

ρ_г = (G_СО + G_возд.) / V_г ,      (5.13)

 

де ρ_г - щільність газу, що поступає в абсорбер, кг/м³.

Знайдемо  масу оксиду вуглецю, що переходить у рідку фазу в одиницю часу:

 

G_СО’ = G_СО. ∙ ε ,       (5.14)

 

где G_СО’ - маса оксиду вуглецю, що переходить у рідку фазу в одиницю часу, кг/с.

Знайдемо  витрату води-поглинача в абсорбер:

 

L = G_со’/ (Х̅_к - X̅_н) ,       (5.15)

 

де L – витрата  води-поглинача в абсорбер, кг/с;

Х̅_к - X̅_н – різниця між масовими концентраціями оксиду вуглецю в рідкій фазі на вході і на виході з абсорберу відповідно, кг/кг води.

 

Розрахунки:

 

Початкові концентрації в газовій фазі:

Yн =   кмоль/кмоль пов.

Y̅н =  кг/кг пов.

 

Початкова концентрація в поглиначі дорівнює нулю. 

Кінцеві концентрації в газовій фазі:

Y̅к =  кг/кг пов.

Yк =  кмоль/кмоль пов.

 

Далі за значеннями X̅ від 0 до 0,0018 кг/кг води за формулами (5.4) – (5.7) отримаємо наступні дані (Табл. 5.1)

 

№	X̅, кг/кг	t2, °С	x, доля	Е, Па	р*, Па	Y̅*, кг/кг
1	0,000000	22,000	0,0000000	42020000	0	0
2	0,000150	22,032	0,0000964	42040792,4	4053,543	0,006484095
3	0,000300	22,063	0,0001928	42061584,7	8110,313	0,013061094
4	0,000450	22,095	0,0002892	42082377,1	12170,31	0,019732998
5	0,000600	22,126	0,0003856	42103169,5	16233,53	0,026501869
6	0,000750	22,158	0,0004819	42123961,8	20299,98	0,033369829
7	0,000900	22,189	0,0005782	42144754,2	24369,65	0,04033906
9	0,001050	22,221	0,0006745	42165546,5	28442,55	0,047411812
10	0,001200	22,252	0,0007708	42186338,9	32518,66	0,0545904
11	0,001350	22,284	0,0008671	42207131,3	36598	0,061877208
12	0,001500	22,315	0,0009634	42227923,6	40680,56	0,069274694
13	0,001650	22,347	0,0010596	42248716	44766,33	0,076785389
14	0,001800	22,378	0,0011558	42269508,4	48855,33	0,084411904

Таблиця 5.1 – Результати розрахунку процесу абсорбції

 

Порівняння  парціального тиску компоненту в  газовій фазі й тиску над його розчином у воді:

p_{парц.СО} = 607950Па ∙ 0,08 = 48636   Па

p_{парц.СО} ≈ р*(14) = 48855   Па

 

Тоді при  встановленій рівновазі концентрація оксиду вуглецю у водній фазі складе X̅* = 0,0018 кг/кг води. Кінцева концентрація в поглиначі:

X̅к = 0,0018 кг/кг води ∙ 0,76 = 0,0014 кг/кг води

Xк = 0,0009 кмоль/кмоль води

За отриманими значеннями X̅, Y̅*, а також X̅к, X̅н, Y̅к, Y̅н будуємо робочу та рівноважну лінію поглинання оксиду вуглецю водою (Рис. 5.1)

Об΄ємна витрата газу при охолодженні до 25°С, а також масова витрата оксиду вуглецю і повітря в абсорбер:

V_г = 6 м³/с ∙  м³/с

G_СО = м³/с ∙ 0,08 ∙ 1,25 кг/м³ ∙ 273К/298К = 0,243 кг/с

G_возд. = м³/с ∙ (1 - 0,08) ∙ 1,18 кг/м³ = 2,884 кг/с

 

Рисунок 5.1 - Робоча і рівноважна лінія поглинання оксиду вуглецю

 

При цьому  щільність газу, що поступає на абсорбцію, дорівнює:

ρ_г = (0,243 кг/с + 2,884 кг/с) / м³/с = 1,177 кг/м³

 

Кількість оксиду вуглецю, що поглинається:

G_СО’= 0,243 кг/с ∙ 0,96 = 0,233 кг/с

При цьому витрата поглинача складе:

L = 166,4 кг/с (0,17 м³/с)

 

5.2 Тепловий баланс

 

При розчиненні у воді оксиду вуглецю виділяється велика кількість теплоти. Якщо теплота під час абсорбції не відводиться, то вона йде на нагрівання води. При цьому кількість розчиненого газу пропорційна температурі води:

 

,     (5.16)

 

де t₁, t₂ – температури води-поглинача відповідно до і після абсорбції, °С;

W – теплота розчинення оксиду вуглецю у воді, кДж/кг;

с – питома масова теплоємність води, .

Кількість теплоти, що виділяється  при розчиненні газу у воді:

 

Q = c ∙ ( t₂ – t₁) ∙ L,      (5.17)

 

де Q – кількість теплоти, що виділяється, кДж;

с – питома масова теплоємність води, ;

t₁, t₂ – температури води-поглинача відповідно до і після абсорбції, °С;

L – витрата води-поглинача, кг/с.

 

Розрахунки:

 

Температура води після поглинання оксиду вуглецю:

 

Тепло, що виділяється під час розчинення:

Q = 4,19 ∙ (22,3°С – 22,0°С) ∙ 166,4 кг/с = 209,2 кДж/с

5.3 Середня рушійна сила процесу

 

Режим поглинання - протитечія. Середня рушійна сила процесу визначається різницею між  концентраціями оксиду вуглецю на вході і на виході з абсорбера. Схематично рух рідини і газу можна представити у вигляді рис. 5.2

 

 

Y̅н   газ   Y̅к 

 

X̅к   вода   X̅н

Рисунок 5.2 – Схема протитечії в абсорбері

 

Рушійна сила процесу на вході в абсорбер дорівнює:

 

ΔYвх = Y̅н - X̅к ,      (5.18)

 

де ΔYвх - рушійна сила процесу на вході в абсорбер.

Рушійна сила процесу на виході з абсорбера дорівнює:

 

ΔYвых = Y̅к - X̅н ,      (5.19)

 

де ΔYвых - рушійна сила процесу на виході з абсорбера.

Середня рушійна сила процесу при ΔYвх / ΔYвых > 2 дорівнює:

 

       (5.20)

 

Розрахунки:

Y̅н = кг/кг пов.; X̅н = кг/кг води;

Y̅к = кг/кг пов.; X̅к = 0,0014 кг/кг води.

Середні рушійні  різниці концентрацій:

ΔYвх = - 0,0014 = 0,0826

ΔYвых = 0,0034

 

 

5.4 Розрахунок коефіцієнта масопередачі

 

,       (5.21)

 

де Ку – коефіцієнт масопередачі;

 коефіцієнт масовіддачі у газовій фазі,

кмоль/(м²∙ с ∙ кмоль/кмоль);

 коефіцієнт масовіддачі у рідкій фазі,

кмоль/(м²∙ с ∙ кмоль/кмоль);

m – коефіцієнт розподілення, кг/кг.

Знайдемо коефіцієнт розподілення:

 

,      (5.22)

 

где M(СО), M(H₂O), M(возд.) – відповідно молярні маси діоксиду вуглецю, води, повітря, кг/кмоль;

X̅к – кінцева масова концентрація компонента у рідкій фазі, кг/кг води;

Y̅* - рівноважна концентрація компонента у газовій фазі, кг/кг повітря.

Коефіцієнти масовіддачі для клапанних тарілок дорівнюють:

 

,     (5.23)

,    (5.24)

 

де , відповідно коефіцієнти масовіддачі у газовій та рідкій фазах, кмоль/(м²∙с∙кмоль/кмоль);

ω_газ – швидкість газу в абсорбері, м/с;

Δр - гідравлічний опір однієї тарілки, Па.

Знайдемо число одиниць  переносу для однієї тарілки:

 

,       (5.25)

 

де  - число одиниць переносу для однієї тарілки, м² ∙с/кг;

 – робоча площа поверхні, м²;

 – масова витрата повітря, кг/с.

 

Розрахунки:

 

Коефіцієнт  розподілення дорівнює:

 

 

Коефіцієнти масовіддачі для відповідних  фаз дорівнюють:

β_у = 1645 Па = 0,514 кмоль/(м²∙с∙кмоль/кмоль)

β_х = = 3,426 кмоль/(м²∙с∙кмоль/кмоль)

 

Коефіцієнт  масопередачі:

 

Число одиниць переносу для тарілки:

n_y = 0,0357 ∙ 1,234 м²/2,657 кг/с = 0,0166

5.5 Розрахунок швидкості газу і діаметра абсорбера

 

Оптимальною швидкістю газу для тарілчастого абсорбера вважається швидкість  близько 1 м/с. При цьому спостерігається  перехідний режим від рівномірної  роботи до режиму газових струменів  і бризок. Бризки не несуться з потоком  газу і повертаються знову в рідку  фазу. При цьому спостерігається  масообмінні процеси досягають  свого максимального значення, але рідка фаза не виноситься потоком газу з абсорбера [1].

Мінімальна  висота _{визначається за формулою 5.33, що обумовлено необхідністю надійної роботи} гідрозатвора:

 

_,        (5.26)

 

де  _– мінімальна необхідна відстань між тарілками абсорбера, м;

Δр  – гідравлічний опір однієї тарілки, Па;

g – прискорення вільного падіння, м/с².

Знайдемо  граничну швидкість газу за формулою:

 

,       (5.27)

 

де  – гранична швидкість газу, м/с;

 – відповідно щільність рідини і газу, кг/м³.

При швидкості ω_пред  починається бризковинос, тому необхідно вибирати оптимальну швидкість руху газу:

 

(5.28)

 

За значенням  швидкості газу розрахуємо діаметр  абсорбера:

 

,       (5.29)

 

де D – діаметр абсорбційної колони, м;

V_г – об΄ємна витрата газу, м³/с;

ω_опт – оптимальна швидкість газу в абсорбері, м/с.

Далі, згідно з нормативним документом ОСТ 26-01-108-85 [5] «Тарелки ситчато-клапанные колонных аппаратов. Параметры, конструкция и размеры», обирається діаметр абсорбера так, щоб швидкість газу в абсорбері не перевищувала допустимої норми 0,9. За обраним діаметром абсорбера беруться відповідні необхідні значення для тарілок, які дані в документі ОСТ 26-01-108-85.

За  обраним значенням D перераховується швидкість газу:

 

ω_газ = ,        (5.30)

 

де ω_газ – швидкість газу у колоні з обраним діаметром, м/с.

При виборі тарілки необхідно перевірити надійність роботи зливного пристрою тарілки:

 

L / F_СЛ < K₅ ∙ h_тⁿ²,       (5.31)

 

де L – витрата води-поглинача, м³/с;

F_СЛ – площа зливного отвору, м²;

h_т – відстань між тарілками в абсорбері, м;

K₅ , n₂ – показники, що залежать від піноутворення рідини. Їх значення наведені в Табл. 5.2.

 

Піноутворення рідини	φ
Мала (ректифікація нафтових фракцій, вуглеводневих  газів крім легких типу метану і  етану, фтористих систем, фреонів)	1 - 0,9	0,250	0,65
Середня (атмосферна перегонка нафти, абсорбція і десорбція вуглеводнів, регенерація амінів і гліколей)	0,9 - 0,7	0,226	0,80
Велика (вакуумна перегонка мазуту, абсорбція  амінами і гликолями, розчинами гліцерину, метилетилкетону)	0,7 - 0,6	0,118	1,30