Применение процесса абсорбции для очистки выбросов. Расчет тарельчатого абсорбера

   При умеренной  степени пересыщения пузырьки не образуются, и газ десорбируется в результате диффузии к уже существующей поверхности, как это происходит и при абсорбции. Здесь снова следует отметить, что в настоящее время нет способа предсказать максимально допустимую степень пересыщения, при которой не происходит образования пузырьков. Однако ясно, что, когда величина парциального давления, равновесного с массой жидкости, станет ниже общего давления у поверхности, образования пузырьков уже не будет (при относительно высоком давлении пара над жидкостью это условие следует отнести к сумме парциального давления газа, равновесного с массой жидкости, и давления пара над жидкостью). При этих условиях дальнейшая десорбция будет происходить лишь путем диффузии к обычной поверхности, определяемой внешними факторами. С такой ситуацией, например, приходится встречаться, когда давление карбонизированного абсорбента редуцируется до атмосферного, а затем абсорбент продувают воздухом или паром при атмосферном давлении. Этот вид десорбционного процесса можно анализировать теми же методами, которые используются для рассмотрения абсорбции.

 

 

 

5 РАСЧЁТ АБСОРБЕРОВ

 

5.1 Расчет абсорбера с насадкой (противопоточной насадочной башней) для

очистки воздуха  от паров и газов

Расчет абсорбера состоит  в определении объемного расхода поглотительной жидкости Q_а, необходимой поверхности F соприкосновения газа с жидкостью и параметров вспомогательной аппаратуры (мощность насосов, размер баков-емкостей и т.п.).

 

 

Объемный расход поглотительной жидкости рассчитывают из уравнения материального баланса процесса абсорбции - масса поглощаемого компонента т, которая удалена из очищаемого газа, должна быть равна массе этого компонента, которая перешла в жидкость:

 

m = Q_r∙(-У₂) = Q_a -(Х,-Х2), (5.1.1)

 

где ,Q_r - объемный расход очищаемого газа, м ³/с;

X₁ и Х₂ - начальная и конечная концентрации газового компонента и поглотительной жидкости, г/м³;

У₁ и У₂ - начальная и конечная концентрации поглощаемого газообразного

компонента в очищаемом  газе, г/м³.

Необходимую поверхность  соприкосновения газа с жидкостью находят по

формуле

F=10³∙m/(R_а∆Р_ср), (5.1.2)

где R_a - коэффициент абсорбции (коэффициент массопередачи), кг/(м²∙ч∙Па);

Р_ср - средняя движущая сила абсорбции, Па.

Коэффициент абсорбции  характеризует скорость растворения  газового компонента в жидкости и определяется общим сопротивлением диффузии этого компонента через газовую и жидкостную пленки. Для хорошо растворимых газов значение коэффициента абсорбции можно определить по формуле, предложенной И.Л. Пейсаховым:

 

R_a   =      5.37 ∙ 106 MW^0.75(0.0011T – 0.18)^0.25

                 (  13.7 + √w)d_экв^0,25                               , (5.1.3)

 

где М - молекулярная масса  поглощаемого компонента, кг;

w - скорость газа в свободном сечении скруббера, м/с;

Т - абсолютная температура  газа, К;

d_экв - эквивалентный диаметр насадки, равный учетверенному значению живого сечения насадки, деленному на ее удельную поверхность, м.

Движущая сила абсорбции  равна разности парциальных давлений поглощаемого компонента в газовой фазе и равновесного парциального давления этого компонента над поглотительной жидкостью. Для подсчета средней силы абсорбции следует найти среднеарифметическое значение силы абсорбции ∆Р_ср , исходя из ее значения на входе в аппарат и на выходе из него. Если эти значения отличаются бо-

   лее  чем в два раза, то ∆Р_ср следует подсчитывать как среднюю логарифмическую  

    величину:

 

                      ∆Р_ср  =      (Рг'-Рж')-(Рг"-Р_Ж") ,

                         

 

1п[(Р_г'-Р_ж')-(Р_г"-Р_ж")] ( 5.1.4)

 

где Р_г' и Р_г" - соответственно парциальное давление поглощаемого компонента в газовой фазе на входе и выходе из аппарата;

Р_ж' и Р_ж" - соответственно парциальное равновесное давление поглощаемого компонента над жидкостью на входе и выходе из аппарата.

Следует иметь в виду, что при противотоке (газ и жидкость движутся навстречу друг другу) значение Р_ср больше, чем при прямотоке (газ и жидкость движутся в одну сторону). Следовательно, противоток выгоднее, так как для его осуществления требуется аппаратура меньшего размера. Прямоток целесообразно применять, когда равномерное давление поглощаемого компонента над жидкостью очень невелико и почти не увеличивается по мере растворения газового компонента. Обычно это осуществляется в тех случаях, когда растворяемый компонент газа вступает в реакцию с жидкостью или ее компонентами (хемосорбция). Прямоток особенно неэффективен для слабо растворимых газов (если растворимость газов при 0°С и парциальном давлении 101,3 кПа составляет сотни граммов на 1 кг растворителя, то такие газы называют хорошо растворимыми).

 

                                    5.2 Расчет тарельчатых абсорберов

 

Порядок расчета абсорбера  для очистки газов от кислых компонентов:

1 Расход циркулирующего раствора абсорбента G_а, кг/ч:

 

G_а   = 6,3  У´G_г´М  ,

                                             СХ                        (5.2.1)

где G_г - расход газа, м³/ч;

   У´- мольная доля кислых компонентов в газе;

   М - молекулярная масса абсорбента;

    X - массовая доля абсорбента в растворе, % (масс);

    С - степень  насыщения абсорбента (отношение числа молей кислых компонентов к числу абсорбента).

2 Объем поглощенных кислых компонентов V_k, м³ /ч:

V_k = G_г´(У₁´- У₂´),                                        (5.2.2)

где У₁' и У ₂' - соответственно мольная (объемная) доля компонентов в исходном и очищенном газах.

 

 

3 Количество тепла Q₁, кДж/ч, выделенного при поглощении кислых компо 
нентов

          Q₁ = q_kV_kρ_k,                                           (5.2.3)

где q_k - тепловой эффект реакции взаимодействия кислых компонентов и абсорбента, кДж/кг;

ρ_k - плотность кислых компонентов, кг/м .

 

4 Количество тепла Q₂ , кДж/ч, затраченного на нагрев очищаемого газа:

Q₂ = G_г´ρ_г( I₁  -  I ₂ ),  (5.2.4)

где I₁ и I₂ - энтальпия газа на входе в абсорбер и на выходе из него соответственно, кДж/кг;

ρ_г - плотность газа, кг/м³.

 

5. Повышение температуры абсорбента ∆t_a, °С:

    ∆t_a = (Q₁- Q₂)/ G_аC_a,                                         (5.2.5)

где С_а - удельная теплоемкость абсорбента, кДж/(кг∙К).

Если условие t_р - ∆t_a < 50 °С (5.2.6) не выполняется, необходимо увеличить расход циркулирующего раствора (t_р - температура регенерированногo абсорбента, подаваемого на верх абсорбера). Можно из приведенного неравенства найти допустимую величину     ∆t_a, а затем уточнить значение G_а:

 

                      G_а=(Q₁-Q₂)(C_а∆t_a).                             (5.2.7)

 

 

6.    Диаметр абсорбера в наиболее нагруженном его нижнем сечении рассчиты- 
   вают по формуле

            D =   G_a/2 ρ_a+√(R₀K + 35)G_г/√ ρ_г(ρ_a- ρ_г)  ,

R₀R + 35                         (5.2.8)

 

     Где D – диаметр абсорбера, м;

                ρ_a - плотность абсорбента, кг/м³;

          G_г - расход газа, кг/ч.

     Плотность газа на входе в абсорбер, ρ_г:

 

        ρ_г = ρ_г⁰     Р ∙ 273       ,                                       (5.2.9)

                       Р₀(t₁+ 273)

 

где р_г - плотность газа при нормальных условиях;

       Ро = 0,1 - атмосферное давление.

     

 

      К - коэффициент для абсорберов, равный при расстоянии между тарелками 0,6 м

      (R = 480);

R_о - коэффициент, который зависит от конструкции тарелок (обычно принима-  

        ется R_о = 0,20 - 0,35).

 

 

Полученный расчетом диаметр округляют до стандартного в большую сторону.

 

7 Высота ∆h подпора жидкости над сливной перегородкой:

 

    ∆h = 0.0029  ( G_a )^2/3,

                                                             ρ_aП                                          (5.2.10)

 

 

где П - периметр слива (м), равный 1,4D для двухсливной тарелки, и 0,7D для односливной тарелки, при этом должно выполняться условие

∆h <0,05.                (5.2.11)

 

 

Практический  раздел

 

Рассчет абсорбера  для очистки газа от сероводорода

 

Исходные данные:

 

Абсорбент        -           водный раствор МЭА/моноэтаноламин/;

Давление в абсорбере                                                  Р = 3,4 МПа;

Температура исходного  газа                                       t₁ = 30ºС;                         

Температура очистки  газа                                           t₂ = 40ºС;                         

Температура регенерированного  раствора абсорбента t_р = 42ºС;                         

Концентрация раствора абсорбента                           Х = 15 %;

Количество газа                                                           G´= 34 тыс.м³/ч;   

Глубина удаления                                                        H₂S = g = 98.7 %;

Степень насыщенности МЭА = 0,3 – 0,35 моль/моль;

Для данного расчета  примем значение                         С = 0,3 моль/моль;

Молекулярный вес МЭА                                              М = 61,1;

Теплота реакции МЭА  с  H₂S                                        q _H2S = 1505 кДж/кг ;

Плотность абсорбента                                                     ρ_а = 1018 кг/см³;

Молекулярная масса газа

М = ∑( МiYi´) = 7,832;

Плотность газа при н.у. равна ρ_r^о =М / 22,4 = 7,832/22,4 = 0,35кг/м³;

 

1. Находим расход циркулирующего  раствора моноэтаноламина G_а , кг/ч:

 

    G_а = 6,3 _∙ 0,030∙34000∙61,1 = 87250,8 кг/ч

                           15 ∙ 0,3

 

 

2. Рассчитываем объем  поглощенного сероводорода V _H2S :

 

    У₁´ = 0,030;

    У₂´= У₁´( 100% - g) / 100%;

    У₂´= 0,030( 100 – 98,7 )/ 100 = 0,00039;

    V _H2S = 34000( 0,03 – 0,00039 ) = 1006,74 кг/м³;

 

 

3. Рассчитываем плотность  сероводорода ρ _H2S :

 

  ρ _H2S = 34: 22,4 = 1,518 кг/м³;

 

 

4. Количество тепла  Q₁ , кДж/кг ,выделенного при поглощении сероводорода:

 

    Q₁ = 1505 ∙ 1006,74 ∙ 1,518 = 2299988 кДж/кг;

 

 

5. Количество тепла  Q₂, кДж/кг , необходимого на нагрев очищаемого газа (значения 

    энтальпии газа на входе и выходе из абсорбера при t₁= 30 ºС и t₂ = 40ºС возьмем по  

    метану  : I₁= 421кДж/кг и I₂= 462 кДж/кг):

   

    Q₂= 34000∙ 0,35 ∙ ( 462 – 421 ) =487900 кДж/ч;

 

 

6. Рассчитаем повышение  температуры абсорбента ∆ t_а, ºС:

    Теплоемкость раствора МЭА, при температуре (50 + 35 )/ 2 = 42,5 ºС

    С_а = 3,8 кДж/(кг ∙ К)

 

 

    ∆ t_а =    Q₁- Q₂     = 2299988 – 487900  =  1812088  =   5,46 ºС;

                  G_а ∙ С_а        87250,8 ∙ 3,8              331553,0

 

 

7.  Температура насыщенного  раствора абсорбента t_н, ºС :

     

      t_н = 35 + 5,46 = 40,46 ºС

      40,46 ºС <  50 ºС.

     Следовательно,  количества циркулирующего раствора  МЭА достаточно.

 

8. Рассчитываем диаметр  абсорбера D с колпачковыми капсульными тарелками:

   

    G_г = 34000 ∙ 0,35 = 11900 кг/ч;

    К = 480, при  расстоянии между тарелками 0,6 м;

    R₀ = 0,25;

    ρ_г = 0,35 ∙      3,4 ∙273      = 10,72 кг/м³;

                       0,1∙(30 + 273)

 

    D =   87250,8 : (2∙ 1018) +√ (0,25∙ 480 + 35) ∙ 11900/ √10,72∙ (1018 – 10,72)  = 1,14 м.

 

                                                     0,25∙ 480 + 35

 

   Принимаем диаметр абсорбера равным 1,14 м

 

9. Проверяем высоту  ∆h подпора жидкости над сливной  перегородкой:

    Для односливных  тарелок:

 

    ∆h = 0,0029 ∙          87250,8          ^2/3 =  0,065м.

                            1018 ∙ 0,7 ∙ 1,14

 

   Проверяем условие, где ∆h < 0,05м. Условие невыполняется, поэтому есть

   необходимость устанавливать двухсливные тарелки.

  

   

   Периметр слива для двухсливной тарелки: П = 1,4D;

 

       ∆h = 0,0029 ∙          87250,8          ^2/3 =  0,041м.

                            1018 ∙ 1,4 ∙ 1,14

 

      0,041м  < 0,05м.

 

Вывод:

расход циркулирующего раствора моноэтаноламина Gа= 87250,8 кг/ч;

объем поглощенного сероводорода V _H2S= 1006,74 кг/м³;

количество тепла, выделенного при поглощении сероводорода Q₁= 2299988 кДж/кг;

количество тепла, необходимого на нагрев очищаемого газа Q₂ =487900 кДж/кг;

повышение температуры  абсорбента ∆ t_а= 5,46 ºС;

температура насыщенного раствора абсорбента t_н= 40,46 ºС;   

диаметр абсорбера с колпачковыми капсульными тарелками D =1,14 м;