Реферати українською » Химия » Розрахунок концентрації бензолу в поглинальну маслі. Визначення витрати пари, що гріє


Реферат Розрахунок концентрації бензолу в поглинальну маслі. Визначення витрати пари, що гріє

Завдання 1

бензол абсорбер пар олію

>Абсорбер для уловлювання парів бензолу зпарогазовой суміші зрошуєтьсяпоглотительним олією змольной масою 260кг/кмоль. середнє тиск уабсорбере Р>абс.=800мм.рт.ст., температура 40 °С. Витратапарогазовой суміші 3600 м3/год (при робочих умовах). Концентрація бензолу у газовій суміші на вході у абсорбер 2% (про.); витягається 95% бензолу. зміст бензолу впоглотительном олії,поступающем вабсорбере після регенерації 0,2% (мовляв.). Витратапоглотительного олії вбираються у 1,5 рази більше теоретично мінімального. Для розрахунку рівноважних складів прийняти, що розчинність бензолу у маслі визначається законом Рауля. При концентраціях бензолу в рідини дох=0,1кмольбензола/кмоль олії рівноважну залежністьY*=f(х) вважати прямолінійною.

Визначити:

1) Витратапоглотительного олії накг/ч;

2)Концентрацию бензолу впоглотительном олії, вихідному забсорбера;

3) Діаметр і висотунасадочногоабсорбера при швидкості газу ньому (фіктивної) 0,5 м/с і висоті одиниці перенесення (>ВЕТТ) h>оу=0,9 м;

4)Висотутарельчатогоабсорбера за середньогок.п.д. тарілок 0,67 і відстань між тарілками.

 

1. Концентрація бензолу впоглотителе виході забсорбера і витратипоглотительного олії

Безліч парів бензолу (Б), переходить у процесі абсорбції з газової суміші (Р) в поглинач (М) за одиницю часу, знаходять з рівняння матеріального балансу:


,

де L, G – витрати відповідно до чистого поглинача і інертної частини газу,кг/с; - кінцева і початкова концентрація бензолу впоглотительном олії, кгБ/кг М; - початкова й кінцева концентрація бензолу у газовій фазі, кгБ/кг Р висловимо склади фаз, навантаження за газ і рідини у вибраній до розрахунку розмірності:

; ,

Де>0у – середня щільністьпарогазовой суміші при нормальних умов. Приймаємо щільністьпарогазовой суміші рівної щільності коксового газу,>0у=>0,44кг/м3.

>Пересчитаем об'ємні концентрації в масові.Пересчитаем обсягпарогазовой суміші для нормальні умови.

V0=>Р·V·Т0/(>Т·Р0)=800·3600·273/(313·740)=3394,5 м3/год, що він відповідає 3394,5/22,4=151,54кмоль/ч і 3394,5·0,44=1493,6кг/ч. Отже, узв=67,89 м3/>ч=3,031кмоль/ч=236,4кг/ч=15,8% (щодо маси); при 95% поглинанні удо=0,93% (щодо маси)

Одержимо:

 кгБ/кг Р

 кгБ/кг Р

 мільБ/кг М

Для перекладу об'ємноїмольной концентрації в відносну масову скористаємося формулою:

МА=260кг/кмоль, - щільністьпоглотительного олії, приймемо 900кг/м3

кгБ/кг М

Витратапоглотительного олії L прийнятий у 1,5 рази більше мінімального L>min:

Звідси:

,

де - концентрація бензолу в рідини, рівноважна з газом початкового складу. За умовою завдання залежність рівноважної концентрації прямолінійна і дорівнює 0,1кмольБ/кмоль Р.

Витрата інертної частини газу:

>G=V0(>1-упро)·(>>0у–узв),


Де упро – об'ємна частка бензолу в газі, рівна 2%, тобто 0,02 м3 Б/ м3 Р

>G=3394,5·(1-0,02)·(0,44-0,0093)=1432,77кг/с

Продуктивністьабсорбера попоглощаемому компоненту:

>М=G·()=1432,77(0,56-0,0216)=771,4кг/с

Витрата поглинача:

>L=М/()=771,4/(0,067-0,00002)=11516,8кг/с

Співвідношення витрат фаз, чи питома витрата поглинача:

>l=L/G=11516,8/1432,77=8,04кг/кг

2. Діаметр і висотанасадочногоабсорбера

>Фиктивная швидкість газуабсорбере відома=0,5 м/с

>V=3600 м3/>ч=1 м3

 м

Вибираємо стандартний діаметробечайкиабсорбераd=1,6 м.

Вибираємо регулярні насадки фірмиЗульцерХемтех питома поверхню=235 м23, вільний обсяг=0,9 м33, еквівалентний діаметрdе=0,015 м, насипна щільність 490кг/м3, число штук на 1 м3 52 000.

Щільність зрошення (швидкість рідини) розраховують за такою формулою:


>U=L/(xP.S),

де P.S – площа поперечного перерізуабсорбера, м2.

>U=11516,8/3600/900/0,785/1,6=1,77·10-3 м3/(м2·з)

При недостатньою щільності зрошення і неправильної організації подачі рідини поверхню насадки то, можливо змочена в повному обсязі. Існує деяка мінімальна ефективна щільність зрошення U>min, вище за яку всю поверхню насадки вважатимуться змоченою. Длянасадочнихабсорберов їх кількість дорівнюватиме:

U>min=>а·qеф,

деqеф=0,022·10-3 м2/з – ефективна лінійна щільність зрошення

U>min=235·0,022·10-3=5,17·10-3 м3/(м2·з)

Умова задовольняється і коефіцієнтсмоченности насадки приймемо рівним 1.

Поверхнямассопередачи можна знайти з основного рівняннямассопередачи:

,

де Доx Доу – коефіцієнтимассопередачи відповідно по рідкої та газової фазі,кг/(м2·з) поверхню контакту фаз вабсорбере припленочном режимі роботи можна сформулювати також через висоту одиниці перенесення (>ВЕП):

>F=Нзв·>S··,


де Мзв – висота шару насадки, м; P.S – площа поперечного перерізу апарату; – питома поверхню сухий насадки, м23; – коефіцієнтсмоченности насадки, безрозмірний.

Мзв=h>оу·n>оу,

де h>оу – висота одиниці перенесення; n>оу – загальна кількість одиниць перенесення.

h>оу=>G/(Ку·>S··),

звідки:

Доу=>G/(h>оу·>S··)

>=235 м23,S=D2/4=2,01 м2;=1

Доу=1432,77/(0,9·2,01·235·1)=3,37кг/(м2·>с·кг/кг Р)

>Движущая сила відповідно до основним рівнянняммассопередачи має в одиницях концентрацій як рідкої, і газової фаз. Для випадку лінійної рівноважної залежності між складами фаз, приймаючи модель ідеального витіснення в потоках обох фаз, визначимо рушійну силу в одиницях концентрацій газової фази

,

що й – велика і менша рушійні сили на вході потоків в абсорбер і виході потім із нього, кгБ/кг Р.

У разі:


; ,

що й – концентрації бензолу впарогазовой суміші,равновесние з концентраціями в рідкої фазі (>поглотителе) відповідно не вдома і вході у абсорбер.

=0,56-0,158=0,402 кгБ/кг Р

=0,0216-0,0093=0,0123 кгБ/кг Р

 кгБ/кг Р

 м2

Мзв=>F/(S··)=2048,1/(2,01·235·1)=4,34 м

Кількість одиниць перенесення:

n>оузв/h>оу=4,34/0,9=4,85 прим.

>Уточненная висота насадки:

Мзв=5·0,9=4,5 м

Відстань між днищемабсорбера і насадкою і південь від верхи насадки до кришкиабсорбера вибирають залежно від зрошуваного устрою, приймемо ці відстані рівними 1,4 і 2,5 м. тоді висотаабсорбера дорівнюватиме

Мв=4,5+1,4+2,5=8,4 м


3. Висотатерельчатогоабсорбера

Визначення висотитарельчатогоабсорбера проводяться по рівнянню:

Мт=(>n-1)h,

де n – число тарілок в колоні; h – відстань між тарілками.

При наближених розрахунках застосовують метод визначення числа тарілок з допомогою середньогок.п.д. тарілок:

>n=nт/>,

де nт – число теоретичних тарілок. Кількість теоретичних тарілок знаходимо графічно. Погарфику знаходимо число теоретичних тарілок: nт=3.

>n=3/0,67=4,55

відстань між тарілками вибираємо з стандартного деяких обласних і приймаємо рівним 0,5 м. Тоді:

Мт=(5-1)·0,5=2 м

Відстань між верхньої тарілкою і кришкоюабсорбера 1,5 м; відстань між нижньої тарілкою і днищемабсорбера – 2,5 м. Загальна висотаабсорбера:

>Н=2,5+1,5+2=6 м


Завдання 2

 

Рівняння робочих ліній ректифікаційної колони потреби ділити суміші бензолу і толуолу під атмосферним тиском:

>у=0,723х+0,263;у=1,25х-0,018.

У колону подається 75кмоль/ч суміші за нормальної температури кипіння.Греющий пар в кубі колони має надлишкове тиск 3кгс/см2.

Визначити необхідну поверхню нагріву в кубі колони і витрати що гріє пара, має вологість 5%. Коефіцієнт теплопередачіК=580Вт/м2·До.Тепловими втратами знехтувати.Температуру кипіння рідини в кубі прийняти як чистого толуолу.

Рішення

Використовуючи рівняння робочих ліній і рівняння матеріальних балансів для вичерпної та зміцнює частин колони, визначимо рівноважний склад суміші, склад дистиляту іфлегми.

,у=0,723х+0,263

Тоді =0,723, звідки Gx=2,61 –флегмовое число чи кількістьфлегми, перетікає згори донизу по зміцнювальної частини колони.

=0,263, звідки xр=0,949 – склад дистиляту в частках молялегколетучего компонента.

;

>у=1,25х-0,0180,8у+0,018

Отже, =1,25, звідкиF=1,9025кг-моль/кг-моль дистиляту – кількість початковій суміші; =0,018, звідки x>=0,0036 – складкубового залишку в частках молялегколетучего компонента.

Gx=>F+Gx=1,9025+2,61=4,5125 –флегмовое число в вичерпної частини колони.

Для всієї колони рівняння матеріального балансу

>F=W+1;

xр+x>·>W=х>f·F

>W=F-1=1,9025-1=0,9025

x>f=( xр+x>·>W)/F=(0,949+0,0036·0,9025)/1,9025=0,500

Результати зведемо в таблицю:

Х, % (мовляв) Y, % (мовляв)
Вихідна суміш 50 50
>Дистиллят 94,9 5,1
>Кубовий залишок 0,36 99,64

Витрата теплоти вкубе-испарителе ректифікаційної колони безперервного дії визначають з рівняння теплового балансу колони здефлегматором-конденсатором

>Qдо+GFіF =Qбуд+ GDіD+ GWіW +>Qп,

деQдо – витрата теплоти, одержуваної киплячою рідиною відконденсирующегося пара вкубе-испарителе. Вт;Qбуд – витрата теплоти,отнимаемой охолоджувальної водою відконденсирующихся вдефлегматоре парів, Вт;Qпіт – теплові втрати (за умовою завданняQпіт=0); GF, GD, GW – масові витрати харчування, дистиляту ікубового залишку,кг/с; іF, іD, іW – відповідні удільніентальпии.

>Qдо=>QД+GDзD>tD+GWзW>tW-GFзF>tF+0,

де зD, зW, зF – середні удільні теплоємності,Дж/кг·К;tD,tW,tF – відповідні температури, °З (>tD=>82°С,tW=>110,6°С,tF=>93°С)

>G=75кмоль/ч=20,83моль/с, що він відповідає 20,83·22,4=466,67л/с=0,467 м3/з (при нормальних умов). При температурі кипіння вихідної суміші об'ємний витрата Gv=0,467·(273+93)/273=0,625 м3

Середня щільність вихідної сумішідив=(4,1+3,48)/2=3,79кг/м3, тоді масовий витрата GF=2,37кг/с

; ,

GD=GF/>F=2,37/1,9025=1,25кг/с

GW=>W·GD=0,9025·1,25=1,12кг/с

Витрата теплоти в паровомуподогревателе вихідної суміші:

>Удельная теплоємність вихідної суміші взято за нормальної температури93°С.

Витрата теплоти,отдаваемой охолоджувальної воді в водянику холодильнику дистиляту:


,

де питома теплоємність дистиляту узята за нормальної температури82°С.

Витрата теплоти,отдаваемой охолоджувальної воді в водянику холодильникукубового залишку:

де питома теплоємністькубового залишку узята за нормальної температури110,6°С.

Витрата теплоти,отдаваемой охолоджувальної воді вдефлегматоре-конденсаторе, знаходимо по рівнянню:

Тут

що й - удільні теплоти конденсації бензолу і толуолу при 820З.

Витрата теплоти, яку закубе-испарителе від що гріє пара

>Q=1767,1+392,5+184,7+220,6=2564,9 кВт

Витрата що гріє пара, має тиск і вологість 5% вкубе-испарителе


де =>2159103 >Дж/кг – питома теплота конденсації що гріє пара.

>Уравнение теплопередачі:

>Q=К·F·tпорівн

>К=580Вт/м2·До;Q=2564,9 кВт;tпорівн=>110,6-93=17,6°С

поверхню нагріву в кубі колони:

>F=Q/(К·tпорівн)=2564,9·103/(580·17,6)=251,3 м2


Схожі реферати:

Навігація