Ломова О.С. Расчет массообменных установок нефтехимической промышленности. Часть 1 - файл n1.doc

приобрести
Ломова О.С. Расчет массообменных установок нефтехимической промышленности. Часть 1
скачать (3287.2 kb.)
Доступные файлы (1):
n1.doc5522kb.21.06.2010 11:04скачать

n1.doc

  1   2   3   4


Министерство образования и науки Российской Федерации




Государственное образовательное учреждение

высшего профессионального образования

«Омский государственный технический университет»


О. С. Ломова




РАСЧЕТ МАССООБМЕННЫХ УСТАНОВОК

НЕФТЕХИМИЧЕСКОЙ ПРОМЫШЛЕННОСТИ

Учебное пособие
Часть 1
Омск

Издательство ОмГТУ

2010

УДК 66.045.1 (075)

ББК 31.33я73

Л 75

Рецензенты:

Е.О. Захарова, к.т.н., доцент ОмГПУ, зав. кафедрой «Технологии и методики преподавания технологии»;


Е.М. Буданова, к.х.н., доцент каф. «Инженерная экология и химия» СибАДИ

Ломова, О. С.

Л75 Расчет массообменных установок нефтехимической про­мыш­лен­ности: учеб. пособие / О. С. Ломова. – Омск: Изд-во ОмГТУ, 2010. – Ч. 1. – 97 с.
ISBN
В пособии даны рекомендации к выполнению курсового и дипломного проектирования по дисциплине «Процессы и аппараты химической технологии». Цель учебного пособия – практическое ознакомление с методами расчета основных массообменных установок химической промышленности, а также установок очистки газообразных и жидких систем. Разобраны принципы выбора массообменных аппаратов и приведены примеры расчета процессов ректификации, абсорбции и экстракции.

Учебное пособие предназначено для студентов механико-технологических и экологических специальностей вузов и может быть использовано при выполнении курсового проекта по дисциплинам «Процессы и аппараты пищевых производств», «Процессы и аппараты защиты окружающей среды» и «Теоретические основы защиты окружающей среды».
Печатается по решению редакционно-издательского совета
Омского государственного технического университета


УДК 66.045.1 (075)

ББК 31.33я73

ISBN © ГОУ ВПО «Омский государственный

технический университет», 2010



ОГЛАВЛЕНИЕ
ВВЕДЕНИЕ 5
ГЛАВА 1. РАСЧЕТ АБСОРБЦИОННОЙ УСТАНОВКИ 6

1.1. Процесс абсорбции 6

1.2. Расчет насадочного абсорбера 9

1.2.1. Масса поглощаемого вещества и расход поглотителя 9

1.2.2. Движущая сила массопередачи 10

1.2.3. Коэффициент массопередачи 11

1.2.4. Скорость газа и диаметр абсорбера 12

1.2.5. Плотность орошения и активная поверхность насадки 15

1.2.6. Расчет коэффициентов массоотдачи 17

1.2.7. Поверхность массопередачи и высота абсорбера 19

1.2.8. Гидравлическое сопротивление абсорберов 20

1.3 Расчет тарельчатого абсорбера 22

1.3.1. Скорость газа и диаметр абсорбера 24

1.3.2. Коэффициент массопередачи 26

1.3.3 Высота светлого слоя жидкости 27

1.3.4. Коэффициент массоотдачи 29

1.3.5. Число тарелок абсорбера, выбор расстояния

между тарелками и определение высоты абсорбера 29

1.3.6. Гидравлическое сопротивление тарелок абсорбера 31

1.4. Сравнение данных расчета насадочного и тарельчатого
абсорберов 32

Список используемой литературы 33
ГЛАВА 2. РАСЧЕТ РЕКТИФИКАЦИОННОЙ УСТАНОВКИ 34

2.1. Процесс ректификации 34

2.2. Расчет насад очной ректификационной колонны 36

2.2.1. Материальный баланс колонны непрерывного действия 37

2.2.2. Скорость пара и диаметр колонны 41

2.2.3. Высота насадки 43

2.2.4. Гидравлическое сопротивление насадки 48

2.3. Расчет тарельчатой ректификационной колонны

непрерывного действия 50

2.3.1. Скорость пара и диаметр колонны 51

2.3.2. Высота колонны 52

2.3.3. Высота светлого слоя жидкости на тарелке
и паросодержание барбатажного слоя 53

2.3.4 Коэффициент массопередачи и высота колонны 54

2.3.5. Гидравлическое сопротивление тарелок колонны 59

Список используемой литературы 60
ГЛАВА 3. РАСЧЕТ ЭКСТРАКЦИОННОЙ УСТАНОВКИ 61
3.1. Процесс экстракции 61

3.2. Расчет экстракционных аппаратов 63

3.2.1. Скорость осаждения капель 64

3.2.2. Скорости захлебывания в противоточных экстракционных
колоннах 66

3.2.3. Удерживающая способность 67

3.2.4. Размер капель 68

3.2.5. Массопередача в экстракционных аппаратах 70

3.2.6 Размер отстойных зон 72

3.3. Пример расчета распылительной колонны 72

3.4. Пример расчета роторно-дискового экстрактора 82

Список используемой литературы 89
ПРИЛОЖЕНИЯ 90
ВВЕДЕНИЕ

В нефтехимической промышленности, а также в технологии очистки газообразных и жидких систем широко распространены и имеют важное значение процессы массопередачи, характеризуемые переходом одного и нескольких веществ из одной фазы в другую в гетерогенных и гомогенных системах.

В химической технологии применяются, в основном, следующие процессы массопередачи: между газовой (паровой) и жидкой, между газовой и твердой, между твердой и жидкой, а также между двумя жидкими фазами: абсорбция, экстракция, ректификация, адсорбция, сушка, кристаллизация, выпаривание.

Массопередача представляет собой сложный процесс, включающий перенос вещества (массы) в пределах одной фазы, перенос через поверхность раздела фаз и его перенос в пределах другой фазы. Распределяемое вещество внутри каждой фазы переносится путем молекулярной и турбулентной диффузии. Для диффузионных процессов принимают, что количество переносимого вещества пропорционально поверхности раздела фаз и движущей силе (разности концентраций распределяемого компонента).

Теоретические основы современной технологии позволяет решать многочисленные и разнообразные проблемы, связанные с проектированием, строительством и эксплуатацией соответствующих аппаратов, где протекают те или иные массообменные процессы.

Как известно, при изучении курса процессов и аппаратов весьма существенным является наличие навыков решения практических инженерных задач.

В настоящем пособии представлены основные примеры и задачи для выполнения курсового и дипломного проектирования для таких основных массообменных процессов, как ректификация, абсорбция и экстракция.

ГЛАВА I. РАСЧЕТ АБСОРБЦИОННОЙ УСТАНОВКИ
1.1. Процесс абсорбции
Области применения абсорбционных процессов в промышленности весьма обширны: получение готового продукта путем поглощения газа жидкостью; разделение газовых смесей на составляющие их компоненты; очистка газов от вредных примесей; улавливание ценных компонентов из газовых выбросов.

Различают физическую абсорбцию и хемосорбцию. При физической абсорбции растворение газа в жидкости не сопровождается химической реакцией или влиянием этой реакции на скорость процесса можно пренебречь. Как правило, физическая абсорбция не сопровождается существенными тепловыми эффектами. Если при этом начальные потоки газа и жидкости незначительно различаются по температуре, такую абсорбцию можно рассматривать как изотермическую. С этого наиболее простого случая начнем рассмотрение расчета процесса абсорбции.

Основная сложность при проектировании абсорберов заключается в правильном выборе расчетных закономерностей для определения кинетических коэффициентов из большого числа различных, порой противоречивых зависимостей, представленных в технической литературе.

Расчеты по этим уравнениям, обычно справедливым для частных случаев, приводят зачастую к различающимся, а иногда к заведомо неверным результатам. Рекомендуемые здесь уравнения выбраны после тщательного анализа и сравнительных расчетов в широком интервале переменных, проверки адекватности расчетных данных опытным путем, полученным в реальных системах. В данной главе приведены примеры расчетов насадочного и тарельчатого абсорберов по основному кинетическому уравнению массопередачи.


Рис. 1.1. Принципиальная схема абсорбционной установки:

1 – вентилятор (газодувка); 2 – абсорбер; 3 – брызгоотбойник; 4, 6 – оросители;

5 – холодильник; 7 – десорбер; 8 – куб десорбера; 9, 13 – емкости для абсорбента;

10, 12 – насосы; 11 – теплообменник-рекуператор

На рисунке 1.1 дана схема абсорбционной установки. Газ на абсорбцию подается газодувкой (1) в нижнюю часть колонны (2), где равномерно распределяется перед поступлением на контактный элемент (насадку или тарелки). Абсорбент из промежуточной емкости (9) насосом (10) подается в верхнюю часть колонны и равномерно распределяется по поперечному сечению абсорбера с помощью оросителя (4). В колонне осуществляется противоточное взаимодействие газа и жидкости. Газ после абсорбции, пройдя брызгоотбойник (3), выходит из колонны. Абсорбент стекает через гидрозатвор в промежуточную емкость (13), откуда насосом (12) направляется на регенерацию в десорбер (7) после предварительного подогрева в теплообменнике-рекуператоре (11). Исчерпывание поглощенного компонента из абсорбента производится в кубе (8), обогреваемом, как правило, насыщенным водяным паром. Перед подачей на орошение колонны абсорбент, пройдя теплообменник-рекуператор И, дополнительно охлаждается в холодильнике (5). Регенерация может осуществляться также другими методами, например отгонкой поглощенного компонента потоком инертного газа или острого пара, понижением давления, повышением температуры. Выбор метода регенерации существенно сказывается на технико-экономических показателях абсорбционной установки в целом.

Задание на проектирование

Рассчитать абсорбер для улавливания бензольных углеводородов из коксового газа каменноугольным маслом при следующих условиях:

1) производительность по газу при нормальных условиях =13,9 мі/с;

2) концентрация бензольных углеводородов в газе при нормальных условиях:

– на входе в абсорбер = 35 · 10 кг/м3;

– на выходе из абсорбера = 2 · 10 кг/м3;

3) содержание углеводородов в поглотительном масле, подаваемом в абсорбер,

=15 % (масс.);

4) абсорбция изотермическая, средняя температура потоков в абсорбере
t = 30 °С;

5) давление газа на входе в абсорбер P = 0,119 МПа.

Улавливание бензольных углеводородов из коксового газа каменноугольным маслом представляет собой процесс многокомпонентной абсорбции, когда из газа одновременно поглощается смесь компонентов – бензол, толуол, ксилол и сольвенты. Инертная часть коксового газа состоит из многих компонентов – H, СН, СО, N, CO, O, NH, и др. Сложным является и состав каменноугольного масла, представляющего собой смесь ароматических углеводородов (двух- и трехкольчатых) и гетероциклических соединений с примесью фенолов.

Для упрощения приведенных ниже расчетов газовая смесь и поглотитель рассматриваются как бинарные, состоящие из распределяемого компонента (бензольные углеводороды) и инертной части (носителей); физические свойства их приняты осредненными.

Для линеаризации уравнения рабочей линии абсорбции составы фаз выражают в относительных концентрациях распределяемого компонента, а нагрузки по фазам – в расходах инертного носителя. В приведенных ниже расчетах концентрации выражены в относительных массовых долях распределяемого компонента, а нагрузки – в массовых расходах носителей.

Основные условные обозначения

а – удельная поверхность, м23;

D – коэффициент диффузии, м2/с;

d – диаметр, м;

F – поверхность массопередачи, м2;

G – расход инертного газа, кг/с;

g – ускорение свободного падения, м/с2;

Н, h – высота, м;

К – коэффициент массопередачи, кг/[м2·с(кг/м3)];

L – расход поглотителя, кг/с;

М – масса вещества, передаваемого через поверхность массопередачи в единицу времени, кг/с;

– мольная масса бензольных углеводородов, кг/кмоль;

т – коэффициент распределения;

Р – давление, МПа;

Т – температура, К;

U – плотность орошения, м3/ (м2 · с);

w – скорость газа, м/с;

х – концентрация жидкости;

у – концентрация газа;

– средняя движущая сила абсорбции по жидкой фазе, кг/кг;

– средняя движущая сила абсорбции по газовой фазе, кг/кг;

– коэффициент массоотдачи, кг/[м2 · с(кг/м3)];

– свободный объем, м33;

– коэффициент трения;

– вязкость, Па · с;

– коэффициент сопротивления;

р – плотность, кг/м3;

– поверхностное натяжение, Н/м;

– коэффициент смачиваемости;

Re – критерий Рейнольдса;

Fr – критерий Фруда;

Гс – критерий гидравлического сопротивления;

Nu' – диффузионный критерий Нуссельта;

Рг' – диффузионный критерий Прандтля.

Индексы
к – конечный параметр;

н – начальный параметр;

х – жидкая фаза;

у – газовая фаза.
1.2. Пример расчета насадочного абсорбера
Геометрические размеры колонного массообменного аппарата определяются в основном поверхностью массопередачи, необходимой для проведения данного процесса, и скоростями фаз.

Поверхность массопередачи может быть найдена из основного уравнения массопередачи [1]:

, (1.1)

где , – коэффициенты массопередачи соответственно по жидкой и газовой фазам, кг/(мІ·с).
1.2.1. Масса поглощаемого вещества и расход поглотителя
Массу бензольных углеводородов (БУ), переходящих в процессе абсорбции из газовой смеси (Г) в поглотитель за единицу времени, находят из уравнения материального баланса:

(1.2)

где L, G – расходы соответственно чистого поглотителя и инертной части газа, кг/с; , – начальная и конечная концентрации бензольных углеводородов в поглотительном масле, кг · БУ/кг · М; , – начальная и конечная концентрация бензольных углеводородов в газе, кг · БУ/кг · Г.

Выразим составы фаз, нагрузки по газу и жидкости в выбранной для расчета размерности:

(1.3)

где – средняя плотность коксового газа при нормальных условиях [2].

Получим:

кг · БН/кг · Г;

кг · БУ/кг · Г;

кг · БУ/кг · М.

Конечная концентрация бензольных углеводородов в поглотительном масле обусловливает его расход (который в свою очередь влияет на размеры как абсорбера, так и десорбера), а также часть энергетических затрат, связанных с перекачиванием жидкости и ее регенерацией. Поэтому выбирают, исходя из оптимального расхода поглотителя [3]. Для коксохимических производств расход поглотительного каменноугольного масла L принимают в
1,5 раза больше минимального [4]. В этом случае конечную концентрацию определяют из уравнения материального баланса, используя данные по равновесию (см. рис. 1.2 и 1.3):

(1.4)

Отсюда:

кг · БУ/кг · М,

где – концентрация бензольных углеводородов в жидкости, равновесная с газом начального состава.
Расход инертной части газа:

, (1.5)

где – объемная доля бензольных углеводородов в газе, равная



где – мольная масса бензольных углеводородов [4].

Тогда:

G = 13,9·(1 – 0,0094)·(0,44 – 0,035) = 5,577 кг/с.

Производительность абсорбера по поглощаемому компоненту равна:

кг/с.

Расход поглотителя (каменноугольного масла) равен:

кг/с.

Тогда соотношение расходов фаз, или удельный расход поглотителя, составит:

кг/кг. (1.6)
1.2.2. Движущая сила массопередачи
Движущая сила, в соответствии с уравнением (1.1), 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 [1]:

, (1.7)

где и – большая и меньшая движущие силы на входе потоков в абсорбер и на выходе из него, кг · БУ/кг · Г (рис. 1.2 и 1.3).

В данном примере:

,

где и – концентрации бензольных углеводородов в газе, равновесные с концентрациями в жидкой фазе (поглотителе) соответственно на входе в абсорбер и на выходе из него (см. рис. 1.2):

кг · БУ/кг · Г;

кг · БУ/кг · Г;

кг · БУ/кг · Г;


Рис. 1.2. Зависимость между содержанием Рис. 1.3. Схема распределения

бензольных углеводородов в коксовом газе Y концентраций в газовом

и каменноугольном масле X при 30 °С и жидкостном потоках

в адсорбере
1.2.3. Коэффициент массопередачи

Коэффициент массопередачи Ку находят по уравнению аддитивности фазовых диффузионных сопротивлений [1]:

, (1.8)

где ?x и ?у – коэффициенты массоотдачи соответственно в жидкой и газовой фазах, кг/(м2 · с); т – коэффициент распределения, кг · М/кг · Г.

Для расчета коэффициентов массоотдачи необходимо выбрать тип насадки и рассчитать скорости потоков в абсорбере. При выборе типа насадки для проведения массообменных процессов руководствуются следующим [3,5]:

во-первых, конкретными условиями проведения процесса: нагрузками по пару и жидкости, различиями в физических свойствах систем, наличием в потоках жидкости и газа механических примесей, поверхностью контакта фаз в единице объема аппарата и т. д.;

во-вторых, особыми требованиями к технологическому процессу: необходимостью обеспечить небольшой перепад давления в колонне, широкий интервал изменения устойчивости работы, малое время пребывания жидкости в аппарате и т. д.;

в-третьих, особыми требованиями к аппаратурному оформлению: создание единичного или серийно выпускаемого аппарата малой или большой единичной мощности, обеспечение возможности работы в условиях сильно коррозионной среды, создание условий повышенной надежности и т. д.

В коксохимической промышленности особое значение при выборе насадки имеют следующие факторы: малое гидравлическое сопротивление абсорбера, возможность устойчивой работы при сильно изменяющихся нагрузках по газу, возможность быстро и дешево удалять с поверхности насадки отлагающийся шлам и т. д. Таким требованиям отвечают широко используемые деревянная хордовая и металлическая спиральные насадки.

Различные насадки показаны на рисунке 1.4. Их характеристики приведены в таблице 1.1.

В рассматриваемом примере выберем более дешевую насадку – деревянную хордовую, размером 10 Ч 100 мм с шагом в свету 20 мм. Удельная поверхность насадки , свободный объем , эквивалентный диаметр м, насыпная плотность .
1.2.4. Скорость газа и диаметр абсорбера
Предельную скорость газа, выше которой наступает захлебывание насадочных абсорберов, можно рассчитать по уравнению [1]

(1.9)

где – предельная фиктивная скорость газа, м/с; , – вязкость соответственно поглотителя в абсорбере и воды при температуре 20 °С, Па·с;
А, В – коэффициенты, зависящие от типа насадки; L и G – расходы фаз, кг/с.

Значения коэффициентов А и В приведены ниже [3]:

Тип насадки А В

Трубчатая 0,47+1,5 lg (/0,025) 1,75

Плоскопараллельная хордовая 0 1,75

Пакетная 0,062 1,55

Кольца Рашига внавал -0,073 1,75

Кольца Паля -0,49 1,04

Седла размером 25 мм -0,33 1,04

Седла размером 50 мм -0,58 1,04

Рис. 1.4. Виды насадок:

а – деревянная хордовая; б – кольца Рашига внавал и с упорядоченной укладкой;
в – кольца с вырезами и внутренними выступами (кольца Палля); г – керамические седла Берля; д – седла «Инталокс»; е – кольцо с крестообразными перегородками; ж – кольцо
с внутренними спиралями; з – пропеллерная насадка

Таблица 1.1

Характеристики насадок (размеры даны в мм)


Насадки





м



Число штук в 1 м3

1

2

3

4

5

6

Регулярные насадки

Деревянная хордовая (10x100), шаг в свету




10

100

0,55

0,022

210



20

65

0,68

0,042

145



30

48

0,77

0,064

110



Керамические кольца Рашига




50x50x5

110

0,735

0,027

650

8500

80x80x8

80

0,72

0,036

670

2200

100x100x10

60

0,72

0,048

670

1050

Неупорядоченные насадки

Керамические кольца Рашига




10x10x1,5

440

0,7

0,006

700

700000

15x15x2

330

0,7

0,009

690

220000

25x25x3

200

0,74

0,015

530

50000

35x35x4

140

0,78

0,022

530

18000

50x50x5

90

0,785

0,035

530

6000

Окончание табл. 1.1

1

2

3

4

5

6

Стальные кольца
Рашига




10x10x0,5

500

0,88

0,007

960

770000

15x15x0,5

350

0,92

0,012

660

240000

25x25x0,8

220

0,92

0,017

640

55000

50x50x1

110

0,95

0,035

430

7000

Керамические кольца Палля
















25x25x3

220

0,74

0,014

610

46000

35x35x4

165

0,76

0,018

540

18500

50x50x5

120

0,78

0,026

520

5800

60x60x6

96

0,79

0,033

520

3350

Стальные кольца Палля
















15x15x0,4

380

0,9

0,010

525

230000

25x25x9,6

235

0,9

0,015

490

52000

35x35x0,8

170

0,9

0,021

455

18200

50x50x1,0

108

0,9

0,033

415

6400

Керамические седла Берля
















12,5

460

0,68

0,006

720

570000

19

335

0,77

0,009

560

229000

25

255

0,775

0,012

545

84000

38

195

0,81

0,017

480

25000

50

118

0,79

0,027

530

9350


Пересчитаем плотность газа на условия в абсорбере:

.

Предельную скорость находим из уравнения (1.9), уславливаясь при этом, что отношение расходов фаз в случае разбавленных смесей приблизительно равно отношению расходов инертных фаз:



Решая это уравнение, получим = 3,03 м/с.

Выбор рабочей скорости газа обусловлен многими факторами. В общем случае ее находят путем технико-экономического расчета для каждого конкретного процесса [3]. Коксовый газ очищают от различных примесей в нескольких последовательно соединенных аппаратах. Транспортировка больших объемов газа через них требует повышенного избыточного давления и, следовательно, значительных энергозатрат. Поэтому при улавливании бензольных углеводородов основным фактором, определяющим рабочую скорость, является гидравлическое сопротивление насадки. С учетом этого, рабочую скорость w принимают равной 0,3–0,5 от предельной.

Примем w = 0,4 = 0,4·3,03 = 1,21 м/с.

Диаметр абсорбера находят из уравнения расхода:

(1.10)

где V – объемный расход газа при условиях в абсорбере, м3/с.

Отсюда:

.

Выбираем [6] стандартный диаметр обечайки абсорбера d = 3,8 м. При этом действительная рабочая скорость газа в колонне:

.

Ниже приведены нормальные ряды диаметров колонн (в м), принятые в химической и нефтеперерабатывающей промышленности:

в химической промышленности: 0,4; 0,5; 0,6; 0,8; 1,0; 1,2; 1,4; 1,6; 1,8; 2,2; 2,6; 3,0;

в нефтеперерабатывающей промышленности: 1,0; 1,2; 1,4; 1,6; 1,8; 2,0; 2,2; 2,4; .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.

  1   2   3   4


Учебный материал
© nashaucheba.ru
При копировании укажите ссылку.
обратиться к администрации