Основы массопередачи. Основные зависимости и расчетные формулы

Глава 6

ОСНОВЫ МАССОПЕРЕДАЧИ.

ОСНОВНЫЕ ЗАВИСИМОСТИ И РАСЧЕТНЫЕ ФОРМУЛЫ

I. Способы выражения состава фаз двухкомпонентных систем жидкость — газ (пар) представлены в табл. 6.Ϊ.

Таблица 6.1

Концентрация	Обозначение концентрации компонента А
В жидкой фазе	В газовой или паровой фазе
Мольная доля,…………………………………………. Массовая доля, ……………………………………………... Относительная мольная концентрация, ……………………. Относительная массовая концентрация, ………………………… Объёмная мольная концентрация, ……………………….. Объёмная массовая концентрация, ………………………	x X Сx	y Y Cy

Формулы для пересчета концентраций (в жидкой фазе) даны в табл. 6.2. Для газовой (паровой) фазы справедливы те же соотношения, но с заменой обозначений x на у, X на Y, Сх на Су.

2. Концентрация компонента в газовой фазе может быть выражена также через его парциальное давление. На основании уравнений Клапейрона и Дальтона мольная (объемная) доля у любого компонента смеси идеальных газов равняется:

y = p/П, (6.1)

где ρ – парциальное давление компонента газовой смеси; П = pа + pB + рC + … — общее давление смеси газов или паров, равное сумме парциальных давлений всех компонентов.

271

Выражение концентрации компонента А
	–
		–
			–
				–
					–
						–

Таблица 6.2

MA, MB, Mср – мольные массы компонентов и смеси, кг/кмоль; Мсм = МА х + МВ + (1 – х); ρ – плотность смеси, кг/м3. Для смеси идеальных газов:

3. Законы межфазного равновесия для идеальных растворов.

а) Закон Генри:

р* = Ех (6.2 )

где р* – парциальное давление компонента в газовой фазе над равновесной с газом жидкостью; х – мольная доля компонента в жидкости; Ε – коэффициент Генри, зависящий от температуры и от природы газа и жидкости.

Подставляя в уравнение (6.2) значение р* = у*П по уравнению (6.1), получаем:

= mx (6.3)

где у* – мольная доля компонента в газовой фазе, равновесной с жидкостью; m = Е/П – безразмерный коэффициент (коэффициент распределения), постоянный для данной системы газ – жидкость при t = const и Π = const.

Если, применительно к двухфазной трехкомпонентной системе (газовая фаза: А + В, жидкая фаза: А + С), подставить в уравнение равновесия (6.3) значения х и для компонента А, выраженные через его относительные концентрации X и , (табл. 6.2), получим:

(6.4) (6.5)

где МА – мольная масса распределенного между фазами компонента А; Мв – то же второго компонента бинарной газовой смеси;

4 Aic — то же второго компонента бянарной жидкой смеси.

При малых концентрациях распределенного компонента в газе и в жидкости, когда Y*<1 и X <1, в знаменателях уравнения (6.4) величинами Y* и X можно пренебречь, и оно получает вид:

Y* = mx (6.6)

Аналогично при<<<< из уравнения (6.5) получим:

(6.6а)

б) Закон Рауля:

р* = Рх (6.7)

где р* – парциальное давление компонента в парогазовой смеси над жидкостью в условиях равновесия; Р – давление насыщен-

273

ного пара чистого компонента – однозначная функция температуры: Ρ = f(t); x – мольная доля компонента в жидкости.

При подстановке в уравнение (6.7) значения р* = y*П из уравнения (6.1) получаем:

(6.8)

где у* – мольная доля компонента в парогазовой фазе, равновесной с жидкостью.

Для двух компонентной смеси, когда оба ее компонента сле­дуют закону Рауля, уравнение (6.8) приводится к виду:

(6.9)

Здесь α = РA/РB — коэффициент относительной летучести; PA — давление насыщенного пара более летучего (низкокипящего) компонента при той же температуре; PB — давление насыщенного пара менее летучего (высококипящего) компонента при той же температуре.

4.  Многочисленные экспериментальные данные о равновесных составах жидкости и пара для различных растворов имеются в справочнике [6.5].

5.  Причиной (движущей силой) процесса массопередачи — перехода какого-либо компонента из одной фазы в другую (например, из жидкой фазы Фx с мольной концентрацией переходящего компонента к в газовую фазу Фу с мольной концентрацией у) является неравновссность соприкасающихся фаз, их отклонение от состояния динамического равновесия. В химической термодинамике устанавливается, что величина этого отклонения, при равенстве температур и давлений фаз, определяется разностью химических потенциалов переходящего компонента (μx – μy), которая и является движущей силой процесса массопередачи. При равновесии фаз потенциалы μx и μy равны.

Заменяя потенциал μx равным ему потенциалом равновесной газовой смеси , получим для движущей силы процесса массопередачи выражение

Аналогично, заменяя потенциал µy равным ему потенциалом равновесной жидкой фазы ,получим:

Из последних равенств следует, что движущая сила процесса (μx – μy) может быть выражена двумя способами: либо как разность химических потенциалов, взятых по газовой фазе, либо как разность потенциалов, взятых по жидкой фазе. При этом необхо-

димо помнить, что газовая фаза с потенциалом и концентрацией у*, так же как и жидкая фаза с потенциалом и концентрацией х*, – фазы гипотетические, в реальном процессе массопередачи отсутствующие – см. рис. 6.1.

В технических расчетах применяют не химические потенциалы, а более простые, легко определяемые величины – концентрации, с помощью которых также может быть охарактеризовано отклонение фаз Фх и Фy от состояния равновесия. Однако, в отличие от разности химических потенциалов (μx — μy), которая равна нулю при равновесии фаз. разность концентраций (х– у), в общем случае не равная нулю при равновесии, не может служить мерой отклонения фаз от равновесного состояния, т, е. движущей силой процесса массопередачи. При технических расчетах движущую силу процесса массопередачи – отклонение системы от состояния равновесия – выражают поэтому как разность концентраций (у*– у) или (х – х*). Так как концентрации могут быть выражены в различных единицах, то движущая сила процесса массопередачи может иметь различные значения – см. пример 6.3.

Рис. 6.1. Схема процесса массопередачи: ОО гра - ница раздела фаз.

6. В соответствии с двумя возможными способами выражения движущей силы процесса массопередачи – по газовой фазе (Δy = у* – у) или по жидкой фазе (∆x= х – х*) – уравнение массопередачи, аналогичное уравнению теплопередачи, может быть написано в двух видах;

М = Ку ΔycpF (6.10)

или М=Кx∆xсрF (6.11)

Здесь Μ – расход компонента, переходящего из одной фазы в другую, кмоль/с; F – площадь поверхности массопередачи, м2; Ку — коэффициент массопередачи, отнесенный к движущей силе Δy, выраженной через мольные доли компонента в газовой фазе, кмоль/(м2·с) ; Кх – коэффициент массопередачи, отнесенный к

275

движущей силе Δx, выраженной через мольные доли компонента в жидкой фазе, кмоль/(м2·с) ;∆ycр и ∆xср – соответствующие средние для всего процесса движущие силы (см. ниже).

В последних уравнениях вместо мольных расходов и концентраций могут быть массовые, а вместо ∆ycр могут быть, ∆Ycр, ∆Сycр и ∆рср; соответственно, вместо ∆хср могут быть ∆Хср или ∆Схср.

7. При определенных допущениях (отсутствие диффузионного сопротивления при переходе компонента через поверхность раздела фаз, существование равновесия на этой поверхности, линейность уравнения равновесия у* = mх или у* = mх + b) получаются следующие зависимости между коэффициентами массопередачи Ку и Кх и фазовыми коэффициентами массоотдачи β у и βx:

(6.12)

(6.13)

где m – тангенс угла наклона линии равновесия. Коэффициенты массоотдачи и массопередачи выражены в кмоль/(м2·с).

Знаменатели последних уравнений представляют собою общее диффузионное сопротивление, равное сумме диффузионных сопротивлений газовой и жидкой фаз.

Когда основное диффузионное сопротивление сосредоточено в газовой фазе, т. е. при

<<

(6.14)

Когда основное диффузионное сопротивление сосредоточено в жидкой фазе, т. е. при

<<

(6.15)

Из уравнений (6.12) и (6.13) следует, что

(6.16)

8. Основные диффузионные критерии подобия установившихся процессов массоотдачи.

Диффузионный критерий Нуссельта:

Nu'= (6.17)

Диффузионный критерий Пекле:

Ре'= (6.18)

Диффузионный критерий Прандтля;

(6.19)

276

Здесь β – коэффициент массоотдачи, м/с;

l – характерный линейный размер, м; D – коэффициент молекулярной диффузии, м2/с; ω – скорость газа или жидкости, м/с; ν – кинематический коэффициент вязкости, м2/с.

9. При отсутствии экспериментальных данных коэффициент диффузии (молекулярной) газа А в газе В (или газа В в газе А) может быть вычислен по формуле:

(6.20)

где DГ – коэффициент диффузии, м2/с; Т – температура, К; p – давление (абсолютное), кгс/см2; МА и МB – мольные массы газов А и В; vA и vB – мольные объемы газов А и В, определяемые как сумма атомных объемов элементов, входящих в состав газа – см. пример 6.6 (атомные объемы некоторых элементов и мольные объемы некоторых газов приведены в табл. 6.3).

Таблица 6.3

Атомный объем, см3/атом

Мольный объем, см3/моль

В…………………………….......................27.0 C…………………………….......................14.8 Cl…………………………………………..24.6 H…………………………………………….3.7 N в первичных аминах……........................10.5 N во вторичных аминах…………………..12.0 N с двумя насыщенными связями……….15.6 О с двумя насыщенными связями………...7.4 О в альдегидах и кетонах………………….7.4 О в сложных эфирах……………………….9.1 O в простых эфирах………………………..9.9 О в высших простых и сложных эфирах..11.0 О в кислотах………………………………12.0 О в соединениях с S, P,N…………………...8.3 S……………………………………………25.6 I…………………………………………….37.0

Н2 …………………………………….14.3 О2 …………………………………….25.6 N2……………………………………..31.2 Воздух………………………………..29.9 СО……………………………………30.7 СО2…………………………………...34.0 SO2……………………………………44.8 NO…………………………………….23.6 N2O…………………………………...36.4 NH3…………………………………...25.8 H2O…………………………………...18.9 H2S……………………………………32.9 COS…………………………………...51.5 Cl2……………………………………..48.4 Br2……………………………………..53.2 I2……………………………………….71.5

Структурные постоянные*

Бензольное кольцо –15

Нафталиновое кольцо –30

Антраценовое кольцо………–47,5

Как следует из формулы (6.20), если известно значение коэффициента диффузии D1 при температуре Т1 и давлении p1, то зна-

277

чение его D2 при температуре Т2 и давлении р2 можно найти из уравнения:

(6.21)

10. Коэффициент диффузии в жидкости Dж при 20 °С можно вычислить по приближенной формуле:

(6.22)

где Dж – коэффициент диффузии, м2/с; μ – динамический коэффициент вязкости жидкости, мПа·с; υА и υβ – мольные объемы растворенного вещества и растворителя; МА и МB – мольные массы растворенного вещества и растворителя; А и В – коэффициенты, зависящие от свойств растворенного вещества и растворителя.

Значения коэффициентов A для некоторых веществ, растворенных в воде:

для газов…………………………………………1

» этилового спирта...........................................1,24

» метилового спирта.........................................1,19

» уксусной кислоты...........................................1,27

Коэффициент В равен:

для воды…………………………………....................4,7

» этилового спирта……………...............................2,0

» метилового спирта……………………................2,0

» ацетона..................................................................1,15

» неассоциированных жидкостей…………….......1,0

Коэффициент диффузии газа в жидкости Dt (при температуре t) связан с коэффициентом диффузии D20 (при температуре 20°С) следующей приближенной зависимостью:

(6.23)

в которой температурный коэффициент b может быть определен по эмпирической формуле:

(6.24)

где μ – динамический коэффициент вязкости жидкости при 20°С, мПа·с; р – плотность жидкости, кг/м3.

278

Коэффициент диффузии в разбавленных растворах может быть вычислен также по формуле:

(6.25)

где Dж – коэффициент диффузии, м2/с; Μ – мольная масса растворителя; υ – мольный объем диффундирующего вещества; Т – температура, К; μ – динамический коэффициент вязкости растворителя, мПа·с; β – параметр, учитывающий ассоциацию молекул растворителя и равный:

для воды 2,6

» метилового спирта 1,9

» этилового спирта 1,5

» бензола, эфира, гептана 1

11. Материальный баланс абсорбера (рис, 6.2).

При расчете абсорбера с нелетучим жидким поглотителем массовые (или мольные) расходы поглотителя и инертного, нерастворяющегося в жидкости газа будут постоянными по высоте абсорбера. Выражая концентрации поглощаемого компонента в газе и жидкости в относительных массовых (или мольных) единицах, получим уравнение материального баланса (в массовых единицах)·

(6.26)

где М – расход поглощаемого компонента, кг/с; G и L – расходы инертного газа и жидкого поглотителя, кг/с; , и – концентрации поглощаемого компонента в газе в низу и на_ верху абсорбера, кг/кг инертного газа; и – то же в жидкости в низу и на верху абсорбера, кг/кг жидкого поглотителя.

Рис, 6.2. Схема абсорбера.

В координатах уравнение (6.26), при постоянных G и L, выражает отрезок прямой, проходящей через точки – см. рис. 6.3.

Уравнение этой прямой – рабочей линии;

(6.27)

(6.28)
где – переменные по высоте колонны концентрации поглощаемого компонента в контактирующий неравновесных потоках газа и жидкости в данном сечении абсорбера – рис. 6.2.

Расход жидкого поглотителя:

L = φ Lмин (6.29)

где φ > 1 – коэффициент избытка поглотителя; Lмин – теоретически минимальный расход поглотителя, определяемый графическим (см. рис. 6.3) или аналитическим путем

(6.30)

Степенью поглощения (или извлечения) называется величина

(6.30a)

12. Средняя движущая сила в абсорбере с непрерывным контактом фаз. В общем уравнении массопе-редачи (6.31)

Рис. 6.3. Рабочая и равновесная лилии абсорбера:

AS – рабочая линия при расходе поглотителя L, АС – рабочая линия при расходе поглотителя Lмин;OC – равновесная линия

(где F – поверхность массопередачи в абсорбере, м2; М – расход поглощаемого компонента, кг/с; – коэффициент массопередачи, ) средняя движущая сила определяется следующим образом.

Если в пределах от (рис. 6.3) линия равновесия прямая, то

(6.32)

где – концевые движущие силы; – в низу абсорбера при на верху абсорбера при

Когда отношение находится в пределах

0.5 ≤ ≤ 2

среднюю движущую силу в абсорбере можно рассчитывать по более простой формуле: (6.33)

Если же линия равновесия не прямая, то

(6.34)

Величину интеграла в знаменателе последнего уравнения находят графическим построенном или методом графического интегрирования. Другой метод расчета при криволинейной линии равновесия: разбивают равновесную линию на участки, принимаемые приближенно за отрезки прямых, и для каждого участка в отдельности определяют среднюю движущую силу по уравнению (6.32) или (6.33).

При расчетах абсорберов движущую силу часто выражают в единицах давления – см. пример 6 9.

13. Определение диаметра насадочного абсорбера.

Диаметр абсорбционной колонны D (в м) рассчитывают по уравнению расхода для газового потока:

(6.35)

где V – расход газа, проходящего через абсорбер, м3/с; ω – скорость газа, отнесенная к полному поперечному сечению колонны (фиктивная), м/с.

Скорость газа ω находят следующим путем.

Сначала рассчитывают фиктивную скорость газа ω3 в точке захлебывания (инверсии) по уравнению (при ρж >> ρг):

(6.36)

Здесь σ – удельная поверхность насадки, м2/м3; g – ускорение свободного падения, м/с2; Vсв – свободный объем насадки, м3/м3; ρг и ρж – плотности газа и жидкости, кг/м3; μж – динамический коэффициент вязкости жидкости, мПа·с; L и G – массовые расходы жидкости и газа, кг/с; А = 0,022 для насадки из колец или спиралей.

Затем определяют рабочую скорость газа ω (фиктивную), принимая для абсорберов, работающих в пленочном режиме

(6.37)

Фиктивная скорость газа в насадочных колоннах, работающих при так называемом оптимальном гидродинамическом режиме (режиме начала подвисания), может быть определена из уравнения:

(6.38)

где

(6.38 а)

281

ω/Vсв – скорость газа в свободном сечении насадки, м/с,

(6.38 б)

μг – динамический коэффициент вязкости газа, Па·с.

14. Определение высоты насадочного абсорбера.

а) Через высоту единицы переноса (ВЕП).

Поверхность контакта фаз в абсорбере при пленочном режиме работы:

(6.39)

где Hн – высота слоя насадки, м; S = πD2/4 – площадь поперечного сечения колонны, м2, D – диаметр колонны, м; σ – удельная поверхность сухой насадки, м2/м3, ψ – коэффициент смоченности насадки, безразмерный.

Высота слоя насадки:

где G – постоянный по высоте колонны расход инертного газа, кг/с или кмоль/с; Кy – средний коэффициент массопередачи,; – высота единицы переноса, м; – общее число единиц переноса.

Из уравнения (6.34) следует:

(6.41)

При прямолинейной равновесной зависимости среднюю движущую силу рассчитывают по уравнению (6.32) или (6.33), при криволинейной равновесной зависимости число единиц переноса пои находят графическим построением или методом графического интегрирования – см. пример 6.10.

Объемным коэффициентом массопередачи Ky v называют величину

(6.42)

где а = σψ – удельная смоченная (активная) поверхность насадки, м2/м3; при ψ = 1 а = σ.

282

Применяя объемный коэффициент массопередачи, получаем для высоты единицы переноса:

(6.43)

б) Через высоту, эквивалентную теоретической тарелке (ВЭТТ).

Высота слоя насадки Hн может быть рассчитана также по уравнению:

(6.44)

где hэ – высота, эквивалентная теоретической тарелке (ВЭТТ) или теоретической ступени (ВЭТС), м (определяется по экспериментальным данным); nт – число теоретических тарелок (ступеней изменения концентрации).

Рис. 6.4. Графическое определение числа ступеней изменения концентрации (теоретических тарелок) в абсорбере.

Число теоретических тарелок – ступеней изменения концентрации в абсорбере определяют обычно графическим путем (рис. 6.4). На этом рисунке АВ – рабочая линия, построенная по уравнению (6.27) или (6.28), ОС – равновесная линия.

15. Критериальные формулы для расчета коэффициентов массоотдачи в насадочных абсорберах с неупорядоченной насадкой (навалом) при пленочном режиме.

а) Для газовой фазы:

(6.45)

где βг – коэффициент массоотдачи для газа,; Dг– коэффициент диффузии поглощаемого компонента в газе, м2/с, Остальные обозначения – см. формулы (6.36) и (6.39).

Уравнение (6.45) справедливо при значениях Reг от 01.01.010.

283

б) Для жидкой фазы:

(6.46)

где

βж – коэффициент массоотдачи для жидкости, м/с; – так называемая приведенная толщина жидкой пленки, м; Dж – коэффициент диффузии поглощаемого компонента в жидкости, м2/с; L – массовый расход жидкости, кг/с.

Выражение для критерия Reж получено следующим путем.

Обозначения – см. уравнения (6.36) и (6.39).

Омываемый жидкостью периметр сечения абсорбера находим из уравнения (6.39):

(6.47)

Скорость течения пленки жидкости через насадку:

(6.48)

где δ – средняя толщина пленки, м.

Эквивалентный диаметр жидкой пленки:

(6.49)

Подставляя эти значения в выражение для критерия Reж, получаем:

(6.50)

16. Определение диаметра и высоты тарельчатой абсорбционной колонны проводится так же, как и для тарельчатых ректификационных колонн – см. гл. 7. Диаметр тарельчатого абсорбера рассчитывают по уравнениям (7.16) и (7.17). Высоту тарельчатой части абсорбера Нт определяют по уравнению (7.18). Требуемое число тарелок находят графически с применением кинетических зависимостей для расчета коэффициентов массопередачи или ВЕП. При приближенных расчетах для определения числа тарелок находят графически число ступеней изменения концентрации (рис. 6.4) и затем число тарелок η по уравнению (7.19).

ПРИМЕРЫ

Пример 6.1. Жидкая смесь содержит 58,8% (мол.) толуола и 41,2% (мол.) четыреххлористого углерода (ч. х. у). Определить относительную массовую концентрацию толуола и его объемную массовую концентрацию (в кг/м3).

284

Решение. Относительная массовая концентрация толуола:

где Мтол – мольная масса толуола (92 кг/кмоль); Мч. х.у – то же четыреххлористого углерода (154 кг/кмоль); х – мольная доля толуола. Имеем:

Чтобы рассчитать объемную массовую концентрацию толуола , необходимо знать плотность смеси ρсм. Для расчета плотности предварительно найдем массовую долю толуола .

Плотность толуола ρтол = 870 кг/м3, плотность четыреххлористого углерода ρч. х.у = =1630 кг/м3.

Считая, что изменение объема при смешении не происходит, т. е. объем смеси равен сумме объемов компонентов, находим объем 1 кг смеси

откуда плотность смеси

1160 кг/м3

Можно рассчитать ρсм и так:

Объемная массовая концентрация толуола:

=535 кг/м3

Пример 6.2. Воздух атмосферного давления при температуре 34°С насыщен водяным паром. Определить парциальное давление воздуха, объемный и массовый % пара в воздушно-паровой смеси и его относительную массовую концентрацию, считая оба компонента смеси идеальными газами. Атмосферное давление 745 мм рт. ст. Определить также плотность воздушно-паровой смеси, сравнить ее с плотностью сухого воздуха.

Решение. При t = 34°С давление насыщенного водяного пара составляет 39,9 мм рт. ст. Эго давление является парциальным давлением водяного пара ρп в

285

воздушно-паровой смеси, а парциальное давление воздуха равняется:

705 мм рт. ст.

Мольная (объемная) доля водяного пара в смеси:

у = ρп/П = 39,9/745 = 0,0535

Массовая доля пара:

Относительная массовая концентрация:

Плотность воздушно-паровой смеси рассчитываем как сумму плотностей компонентов, взятых каждая при своем парциальном давлении:

Можно рассчитать плотность смеси иначе.

Мольная масса смеси:

28,4 кг/кмоль

Плотность смеси при Π = 745 мм рт. ст. и t = 34°С:

Плотность сухого воздуха при тех же давлении и температуре:

Пример 6.3. При температуре 25°С приведены в соприкосновение: воздух атмосферного давления, содержащий 14% (об.) ацетилена (С2Н2), и вода, содержащая растворенный ацетилен в количестве: а) 0,29·10-3 кг на 1 кг воды; б) 0,153·10-3 кг на 1 кг воды. Определить: 1) из какой фазы в какую будет переходить ацетилен; 2) движущую силу этого процесса перехода в начальный момент времени (в относительных мольных концентрациях). Атмосферное давление 765 мм рт. ст. Равновесные концентрации ацетилена в газовой и в жидкой фазах определяются законом Генри.

Решение. Закон Генри [уравнение (6.2)]:

р* = Ех

При t = 25°С коэффициент Генри Ε = 1,01·106 мм рт. ст.

286

Парциальное давление ацетилена в воздухе по уравнению (6.1):

ρ = yΠ = 0,14 · 765= 107 мм рт. ст.

а) Мольная доля ацетилена в воде при = 0,29·10-3 кг ацетилена/ кг воды (табл. 6.2):

Ответы на вопросы примера могут быть получены двумя путями.

I. В условиях равновесия парциальное давление ацетилена в газовой фазе над жидкостью с х = 0,2·10-3 по закону Генри должно составлять:

р* = Еx = 1,01 · 106 · 0.2 ·10-3 = 202 мм рт. ст.

Имеющееся в действительности над этой жидкостью парциальное давление ацетилена меньше: ρ = 107 мм pт. ст. Чтобы в процессе массопередачи система газ – жидкость приближалась к состоянию равновесия, парциальное давление ацетилена в газовой фазе должно увеличиваться, т. е. он будет переходить из воды в воздух.

Движущая сила этого процесса перехода (отклонение от состояния равновесия) в начальный момент времени будет равна: в единицах парциального давления ацетилена

∆р = р* – ρ = 202 – 107 = 95 мм рт. ст.

в мольных долях

в относительных мольных концентрациях

II. В условиях равновесия с газовой фазой, в которой парциальное давление ацетилена равняется 107 мм рт. ст., вода по закону Генри должна иметь концентрацию ацетилена (в мольных долях):

Имеющаяся в действительности мольная доля ацетилена в воде больше: х = 0,2·10-3. Для того чтобы в процессе массоперехода система приближалась к состоянию равновесия, мольная

287

доля ацетилена в воде должна уменьшаться, т. е. ацетилен будет переходить из воды в воздух.

Движущая сила этого процесса перехода в начальный момент времени (считая ее по концентрации в жидкой фазе):

в мольных долях

в относительных мольных концентрациях

Так как в данном примере х и х* оба много меньше единицы, то в знаменателях последнего уравнения ими можно пренебречь и

б) Мольная доля ацетилена в воде:

Перехода ацетилена из одной фазы в другую не будет, так как соприкасающиеся фазы находятся в равновесии:

Пример 6.4. В массообменном аппарате, работающем под давлением рабс = 3,1кгс/см2, коэффициенты массоотдачи имеют следующие значения:. Равновесные составы газовой и жидкой фаз характеризуются законом Генри = 0,08·106х;. Определить: а) коэффициенты массопередачи К. у и Кх, б) во сколько раз диффузионное сопротивление жидкой фазы отличается от диффузионного сопротивления газовой фазы.

Решение. Приведем уравнение равновесия к виду у* = mх:

Находим коэффициенты массопередачи:

Проверка:

Кх/Кy = 13,9/0,396 = 35,1 = m

Отношение диффузионных сопротивлений жидкой и газовой

фаз при движущей силе Δy:

Такое же отношение будет и при движущей силе Δx.

Диффузионное сопротивление жидкой фазы в 1.71 раза больше сопротивления газовой фазы.

Пример 6.5. В массообменном аппарате – абсорбере коэффициент массопередачи. Инертный газ (не переходящий в жидкость) – азот. Давление рабс в аппарате 760 мм рт. ст., температура 20 °С. Определить значения коэффициента массопередачи Kу в следующих единицах: 1) ;

2) ; 3) .

Решение. Напишем равенства:

где М – мольный расход переходящего в жидкость компонента, кмоль/ч.

Отсюда: 1)

В данном примере Π = П0 и

По уравнению (6.1):

289

3) Из равенств

(где W — массовый расход переходящего компонента, кг/ч) находим:

Здесь Mк и Ми. г – мольные массы переходящего компонента и инертного газа. При малых значениях у:

Отсюда

Пример 6.6. Вычислить коэффициент диффузии сероводорода в воде при 40 °С.

Решение. Сначала вычислим коэффициент диффузии при 20 °С по формуле (6.22):

Для сероводорода Для воды

А = 1 В = 4,7

ол = 2·3,7+25,6 = 33,0 (табл. 6.3) μ = 1 сП = I мПа·с
МА = 34 υВ=2·3,7 + 7,4 =

МВ = 18

Подставляем эти значения в формулу (6.22):

Вычисляем температурный коэффициент b по формуле (6.24):

Искомый коэффициент диффузии по формуле (6.23) равняется:

D40 = 1,93 · 10-9 [1 + 0,02 (40 – 20)] = 2,7 · 10-9 м2/с

290

Для сравнения рассчитаем коэффициент диффузии сероводорода в воде при 40 °С по формуле (6.25):

Здесь 0,656 сП – динамический коэффициент вязкости воды при 40 °С.

Пример 6.7. Определить расход серной кислоты для осушки воздуха при следующих данных. Производительность скруббера 500 м3/ч (считая на сухой воздух при нормальных условиях). Начальное содержание влаги в воздухе 0,016 кг/кг сухого воздуха, конечное содержание 0,006 кг/кг сухого воздуха. Начальное содержание воды в кислоте 0,6 кг/кг моногидрата, конечное содержание 1,4 кг/кг моногидрата. Осушка воздуха производится при атмосферном давлении.

Решение. Массовый расход воздуха:

G=500 · 1,293 = 646 кг/ч

где 1,293 кг/м3 – плотность воздуха при нормальных условиях. По уравнению (6.26) расход серной кислоты (моногидрата)

Пример 6.8. Скруббер для поглощения паров ацетона из воздуха орошается водой в количестве 3000 кг/ч. Средняя температура в скруббере 20°С. Через скруббер пропускается под атмосферным давлением смесь воздуха с парами ацетона, содержащая 6% (об.) ацетона. Чистого воздуха в этой смеси содержится 1400 м3/ч (считая на нормальные условия). В скруббере улавливается 98% ацетона.

Уравнение линии равновесия;

Y*=1.68X

где X и Υ* выражены в киломолях ацетона на 1 кмоль второго компонента, т. е. воды или воздуха.

Найти диаметр и высоту скруббера, заполненного керамическими кольцами размером 25 × 25 × 3 мм. Скорость газа принять на 25% меньше скорости захлебывания.

Коэффициент массопередачи Кy = 0,4 кмоль ацетона/(м2 · ч×). Коэффициент смоченности насадки принять равным единице.

Решение. Количество поглощаемого ацетона:

где сп = 0,98 – степень поглощения,

291

Начальная концентрация ацетона в воде, подаваемой на верх скруббера, Хв = 0.

Конечная концентрация ацетона в воде, вытекающей внизу из скруббера:

Начальная концентрация ацетона в воздухе внизу при входе в скруббер:

Конечная концентрация ацето-

на в воздухе, выходящем из скруббера:

По этим точкам на диаграмме Y-X (рис. 6.5) нанесена

Рис. 6.5 рабочая линия по уравнению Y* = 1.68X

Находим движущую силу абсорбции в низу скруббера:

Значение находим по уравнению равновесной линии для Yн соответствующего низу скруббера:

Движущая сила абсорбции на верху скруббера:

Средняя движущая сила:

292

Требуемую поверхность массопередачи находим по уравнению:

Объём слоя керамических колец, необходимый для создания найденной поверхности, при ψ=1:

где σ = 204 м2/м3 – удельная поверхность насадки.

Определим сечение скруббера.

По уравнению (6.36) вычисляем фиктивную скорость газа в точке инверсии, пренебрегая небольшим содержанием ацетона в жидкости и газе.

Значения входящих в уравнения величин:

Подставляем эти значения в формулу (6.36):

откуда ωз = 1.56 м/с.

По условию берём рабочую фиктивную скорость газа ω на 25 % меньше:

Площадь поперечного сечения скруббера:

Отсюда диаметр скруббера

Требуемая высота насадки:

Пример 6.9. Определить коэффициент массопередачи в водяном скруббере при поглощении из газа двуокиси углерода по следующим данным. В скруббер поступает 5000 м3/ч газовой смеси, считая при атмосферном давлении и при рабочей температуре. На скруббер подаётся 650 м3/ч чистой воды. Начальное содержание двуокиси углерода в газе 28.4 %(об.), конечное (в вверху скруббера) 0.2 % (об.). Давление в скруббере pабс.=16.5 кгс/см2.Температура 15°С. В нижнюю часть скруббера загружено 3 тонны керамических колец 50×50×5 мм. Выше загружено 17 тонн колец 35×35×4 мм. Коэффициент смоченности считать равным единице.

Решение. Вычислим суммарную поверхность всех колец. Поверхность колец

50 × 50 × 5 мм:

где ρ1 = 530 кг/м3 – насыпная плотность насадки из колец 50×50×5 мм; σ1 = 87,5 м2/м3 – удельная поверхность насадки .

Аналогично вычисляем поверхность колец 35×35×4 мм:

Суммарная поверхность всех колец:

F =f 1+f2 =495+4717 = 5212 м2

Определим количество двуокиси углерода, поглощенной водой.

Начальное количество двуокиси углерода в газе (в низу скруббера) :

Количество двуокиси углерода в выходящем газе (в верху скруббера) :

Поглощается водой:

Здесь 1,976 кг/м3 – тность СО2 при нормальных условиях; 44 кг/кмоль –мольная масса СО2.

Находим движущую силу процесса абсорбции в низу скруббера.

Парциальное давление двуокиси углерода на входе в скруббер:

рн = Пyн = 0,284 · 1620 = 460 кПа

где 1620 = 16,5·98,1 кПа –общее давление в скруббере.

Мольная доля СО2 в воде, вытекающей из скруббера:

Коэффициент Генри Е для двуокиси углерода при 15 °С равен 0,93·106 мм рт. ст., или 0,124·106 кПа; отсюда парциальное давление двуокиси углерода в газе, равновесном с жидкостью, вытекающей из скруббера [уравнение (6.2)]:

= 206 кПа

Движущая сила процесса абсорбции в низу скруббера:

= 460 — 206 = 254 кПа

Определяем движущую силу процесса абсорбции на верху скруббера.

Парциальное давление двуокиси углерода в газе, выходящем вверху из скруббера:

рв = Пyв = 1620 · 0,002 = 3,24 кПа

Так как вода на орошение скруббера подается чистая, то парциальное давление двуокиси углерода в равновесном с водой газе равно нулю; отсюда движущая сила процесса абсорбции на верху скруббера:

= 3,24 – 0 = 3,24 кПа

Средняя движущая сила для всего процесса:

Коэффициент массопередачи.

Если коэффициент массопередачи отнести к разности давлений Δp, выраженной в мм рт. ст., то получим следующее его значение:

Пример 6.10. В скруббере аммиак поглощается водой из газа под атмосферным давлением. Начальное содержание аммиака в газе 0,03 кмоль/кмоль инертного газа. Степень извлечения равна 90%. Вода, выходящая из скруббера, содержит аммиака 0,02 кмоль/кмоль воды. Путем отвода теплоты в скруббере поддерживается постоянная температура.

Данные о равновесных концентрациях аммиака в жидкости и газе при температуре поглощения приведены в табл. 6.5.

297

Таблица 6.5

X,	Y*,	X,	Y*,
0 0,005 0,010 0,0125	0 0,0045 0,0102 0,0138	0,015 0,020 0,023	0,0183 0,0273 0,0327

Определить требуемое число единиц переноса n0y: 1) графическим построением; 2) методом графического интегрирования.

Решение. 1) По данным табл. 6.5 на рис. 6.6 построена равновесная линия АВ. На этом же графике нанесена рабочая линияCD. Она проходит через точку С с координатами ;Xв = 0, Yв = 0,03 ( 1 – 0,9) = 0,003 (верх скруббера) и точку D с координатами Хн = 0,02, Yн = 0,03 (низ скруббера).

Число единиц переноса n0y находим следующим путем. Отрезки ординат между рабочей и равновесной линиями разделены пополам; через середины их проведена вспомогательная пунктирная линия. Затем начиная от точки С, построение выполнено таким образом, что для каждой ступени ab = bc. Каждая из полученных ступеней представляет собой единицу переноса, т. е. каждой ступени соответствует такой участок аппарата, на котором изменение рабочей концентрации(Y1 – Y2)·равно средней движущей силе на этом участке (Y – Y*)ср.

Всего получено 5,82 ступени (последняя неполная ступень равна отношению отрезков Dd/ef = 0,82):

n0y = 5,82

Как следует из графика, на нижнем участке кривой равновесия, где ее наклон меньше наклона рабочей линии, единица переноса меньше ступени изменения концентрации; на верхнем

298

участке равновесной линии, где ее наклон больше наклона рабо­чей линии, наблюдается обратная картина.

2) Для определения числа единиц переноса методом графиче­ского интегрирования по данным табл. 6.5 и рис. 6.6 составляем табл. 6.6.

Таблица 6.6

X	Y	Y*	Y — Y*
0 0,005 0,010 0,0125 0,015 0,020	0,003 0,0097 0,0165 0,0200 0,0234 0,0300	0 0,0045 0,0102 0,0138 0,0183 0,0273	0,003 0,0052 0,0063 0,0062 0,0051 0,0027	333 193 159 161 196 371

По данным последней таблицы строим график 1/(Y – Y*) = f(Υ)–рис. 6.7. Подсчитываем па этом графике отмеченную штриховкой площадь (например, методом трапеций) (см. пример 4.21). Величина этой площади (5,83) дает значение интеграла , т. е.число единиц переноса n0y.

Рис. 6.7. Определение числа единиц переноса методом графического интегрирования (к примеру 6.10).

Пример 6.11. Определить теоретически минимальный расход жидкого поглотителя с мольной массой 224 кг/кмоль, необходимый для полного извлечения пропана и бутана из 1000 м3/ч (считая при нормальных условиях) газовой смеси. Содержание пропана в газе 15% (об.), бутана 10% (об.). Температура в абсорбере 30°С, абсолютное давление 3 кгс/см2 (294 кПа). Растворимости бутана и пропана в поглотителе характеризуются законом Рауля.

Решение Максимальная концентрация (мольная доля) пропана в поглотителе, вытекающем из скруббера (равновесная с входящим газом), определяется по уравнению (6.8):

299

где Рп = 981 кПа (10 кгс/см2) – давление насыщенного пара пропана при 30 °С.

Количество содержащегося в газовой смеси пропана, которое требуется поглощать:

Минимальный расход поглотителя для поглощения пропана определяется из уравнения:

откуда

или 142·224 =кг/ч.

Наибольшая возможная концентрация бутана в поглотителе, вытекающем внизу из скруббера:

где Рб = 265 кПа (2,7 кгс/см2) – давление насыщенного пара бутана при 30 °С.

Количество поглощаемого бутана:

Минимальный расход поглотителя для поглощения бутана:

Минимальный расход поглотителя для полного поглощения бутана значительно меньше, чем для поглощения пропана, следовательно, найденным выше количеством поглотикмоль/ч) бутан будет полностью уловлен.

Пример 6.12. Определить коэффициент массоотдачи для газовой фазы в насадочном абсорбере, в котором производится поглощение двуокиси серы из инертного газа (азота) под атмосферным давлением. Температура в абсорбере 20 °С, он работает в пленочном режиме. Скорость газа в абсорбере (фиктивная) 0,35 м/с. Абсорбер заполнен кусками кокса (σ = 42 м2/м3, Vсв = 0,58 м3/м3).

Решение. По уравнению (6.45):

300

Коэффициент диффузии Dr принимаем такой же, как в воздухе. Имеем:

Диффузионный критерий Нуссельта:

Эквивалентный диаметр

Коэффициент массоотдачи:

Пример 6.13. Из критериального уравнения (6.45) вывести расчетную формулу для определения высоты единицы переноса по газовой фазе.

Решение. Из уравнения (6.12)

в котором Ку, βу и βx выражены в кмоль/(м2·с), получаем

или в соответствии с уравнением (6.43) при ψ = 1

где G и L – мольные расходы газа и жидкости, кмоль/с; S – поперечное сечение абсорбера, м2; σ – удельная поверхность насадки, м2/м3; hy = G/(βySσ) – высота единицы переноса для газовой фазы, м; hx = L/(βxSσ) – то же для жидкой фазы, м.

В критериальном уравнении (6.45)

где коэффициент массоотдачи βг выражен в

Соотношение между βy и βг находим из уравнения:

301

откуда

(см. табл. 6.2)

Тогда

фиктивная скорость газа, м/с.

Подставляя найденное значение βг в выражение для диффузионного критерия Нуссельта, получаем

и из уравнения (6.45)

Пример 6.14. В скруббере с насадкой из керамических колец 50×50×5 мм (навалом) производится поглощение двуокиси углерода водой из газа под давлением рабс = 16 кгс/см2 (1,57 МПа) при температуре 22 °С Средняя мольная масса газа 20,3 кг/кмоль, динамический коэффициент вязкости газа при рабочих условиях 1,31·10-5 Па·с, коэффициент диффузии СО2 в инертной части газа 1,7·10-6м2/с. Средняя фиктивная скорость газа в скруббере 0,041 м/с, плотность орошения (фиктивная скорость жидкости) 0,064 м3/(м2·с). Определить общую высоту единицы переноса h0y, принимая коэффициент смоченности насадки ψ равным единице.

Решение. Общая высота единицы переноса (см. предыдущий пример) :

Находим hy – высоту единицы переноса для газовой фазы

Характеристики насадки Vсв = 0,785 м3/м3 и σ = 87,5 м2/м3. Таким образом

302

Здесь

Высота единицы переноса для газовой фазы:

Находим hx – высоту единицы переноса для жидкой фазы по формуле

полученной из уравнения (6.46) так же, как в предыдущем примере из уравнения (6.45) получено выражение для hy.

Значения физико-химических констант для воды при 22 °С: ρж = 1000 кг/м3; μж = 0,958·10-3 Па·с; Dж = 1,87·10-9м2/с.

Приведенная толщина жидкой пленки:

По условию плотность орошения:

Здесь Lm – массовый расход жидкости, кг/с.

Массовая плотность орошения:

Lm/S = 0,064ρж = 64 кг/(м2 · с)

По уравнению (6.50):

Высота единицы переноса для жидкой фазы:

hx = 119 · 4,55· 10-5·3·5120.5 = 0,91 м

Находим отношение мольных расходов газа и жидкости G/L. Из уравнения расхода для газа получаем:

G/S = ωρг/Мг = 0,041 · 13,4/20,3 = 0,0271 кмоль/(м2 · с)

Для жидкости:

303

Отсюда

G/L = 0,0271/3,56 = 0,00761

Коэффициент распределения m в уравнении (6.12):

= 97,3 – см. уравнение(6.3)

где коэффициент Генри Е = 1,144·106 мм рт. ст. (при 22°С). Общая высота единицы переноса:

= 0,205 + 97,3 · 0,00761 · 0,91 = 0,205 + 0,675 = 0,88 м

Пример 8.15. По данным примера 6.8 определить число единиц переноса в абсорбере с учетом обратного (продольного) перемешивания.

Решение. Число единиц переноса для условий идеального вытеснения, т. е. без учета обратного перемешивания, составляет:

Искомое число единиц переноса с учетом обратного перемешивания находим из уравнения

в котором поправка на обратное перемешивание равняется:

Значение критерия Ре´пр вычисляют по уравнению;

– модифицированные критерии Пекле для газа и жидкости; ωг и ωж – скорости потоков газа и жидкости, м/с; Ег и Еж – соответствующие коэффициенты обратного перемешивания, м2/с; Н – рабочая длина аппарата – высота слоя насадки, м.

304

По данным примера 6.8 находим:

Примем предварительно= 9. Тогда

Для определения скоростей газа и жидкости (ωг и ωж) необходимо найти доли поперечного сечения абсорбера, занимаемые каждым потоком в отдельности. Долю объема насадки δ, занятую жидкостью, рассчитаем по уравнению [6.2]:

в котором

Подставляя эти значения, находим:

Скорость течения жидкости в слое насадки:

Скорость газа:

Величины коэффициентов обратного перемешивания Еж и Ег находят опытным путем. Для ориентировочного их определения в насадочном абсорбере воспользуемся критериальными уравнениями.

Для жидкой фазы

Для газовой фазы:

305

В этих уравнениях:

где dн – номинальный размер элементов насадки, м.

В нашем случае:

Для жидкой фазы:

Коэффициент обратного перемешивания в жидкой фазе:

Для газовой фазы:

Коэффициент обратного перемешивания в газовой фазе:

Приведенный критерий Пекле:

Поправка на обратное перемешивание:

Число единиц переноса с учетом обратного перемешивания:

что близко к значению = 9, принятому в начале расчета.

306

КОНТРОЛЬНЫЕ ЗАДАЧИ

6.1.  Смешаны два равных объема бензола и нитробензола. Считая, что объем жидкой смеси равен сумме объемов компонентов, определить плотность смеси, относительную массовую концентрацию нитробензола и его объемную мольную концентрацию Сх

6.2. Состав жидкой смеси: хлороформа 20%, ацетона 40%, сероуглерода 40%. Проценты мольные. Определить плотность смеси, считая, что изменения объема при смешении не происходит.

6.3.  Воздух насыщен паром этилового спирта. Общее давление воздушно-паровой смеси 600 мм рт. ст., температура 60°С. Принимая оба компонента смеси за идеальные газы, определить относительную массовую концентрацию этилового спирта в смеси и плотность смеси.

6.4. Газ состава : водород 26%, метан 60%, этилен 14% (проценты мольные) имеет давление рабс=30 кгс/см2 и температуру 20°С. Считая компоненты смеси идеальными газами, определить их объемные массовые концентрации (в кг/м3).

6.5.  Показать, что в формуле

при любых значениях Мв и МА у не может быть отрицательным.

6.6.  В условиях примера 6.3 (а) определить движущую силу процесса мас-соперехода в начальный момент времени по газовой и по жидкой фазе в объемных концентрациях, мольных и массовых.

6.7.  Пар бинарной смеси хлороформ – бензол, содержащий 50% хлороформа и 50% бензола, вступает в контакт с жидкостью, содержащей 44% хлороформа и 56% бензола (проценты мольные). Давление атмосферное. Определить: а) из какой фазы в какую будут переходить хлороформ и бензол; б) движущую силу процесса массопередачи по паровой и по жидкой фазе на входе пара в жидкость (в мол. долях).

6.8.  Смесь воздуха с паром четыреххлористого углерода, сжатая до абсолютного давления 10 кгс/см2, охлаждается в трубчатом водяном холодильнике. При 40°С начинается конденсация четыреххлористого углерода. Определить: а) массовый процент его в воздухе в начальной смеси и б) степень выделения из газовой смеси после охлаждения ее до 27°С.

6.9.  Газовая смесь, содержащая 0,8% (об.) октана, сжимается компрессором до рабс–5 кгс/см3 и затем охлаждается до 25°С. Определить степень выделения октана. Как изменится степень выделения, если охладить сжатую газовую смесь холодильным рассолом до 0°С?

6.10. Рассчитать коэффициенты молекулярной диффузии под атмосферным давлением: а) пара бензола в паре толуола при температуре 100°С; б) пара этилового спирта в водяном паре при температуре 92°С.

6.11. Определить коэффициент массопередачи в орошаемом водой абсорбере, в котором βy, = 2,76·10-3 кмоль/(м2·ч·кПа), а βх = 1,17·10-4 м/с. Давление в аппарате рабс = = 1,07 кгс/см2. Уравнение линии равновесия в мольных долях: у* = 1,02х.

6.12.Определить среднюю движущую силу и общее число единиц переноса п0у при поглощении из газа паров бензола маслом. Начальная концентрация. бензола в газе 4% (об.); улавливается 80% бензола. Концентрация бензола в масле, вытекающем из скруббера, 0,02 кмоль бензола/кмоль чистого масла. Масло, поступающее в скруббер, бензола не содержит. Уравнение равновесной линии в относительных мольных концентрациях:

Движущую силу выразить в единицах концентрации Y (кмоль бензола/кмоль инертного газа),

307

6.13.В скруббере поглощается водой двуокись серы из инертного газа (азота) под атмосферным давлением (760 мм рт. ст.). Начальное содержание двуокиси серы в газе 5% (об.). Температура воды 20°С, ее расход на 20% больше теоретически минимального. Извлекается из газа 90% SO2. Определить: 1) расход воды на поглощение 1000 кг/ч сернистого газа; 2) среднюю движущую силу процесса; 3)общее число единиц переноса n0y. Линия равновесия может быть принята за прямую; координаты двух ее точек: 1) парциальное давление SO2 в газовой фазе ρ = 39мм рт. ст., = 0,007 кг SO2/кг воды; 2) ρ =26 мм рт. ст., = 0,005 кг SO2/кг воды.

6.14. В насадочном абсорбере производится поглощение пара метилового спирта водой из газа под атмосферным давлением при средней температуре 27°С. Содержание метилового спирта в газе, поступающем в скруббер, 100 г на 1м3 инертного газа (считая объем газа при рабочих условиях). На выходе из скруббера вода имеет концентрацию 67% от максимально возможной, т. е. от равновесной с входящим газом. Уравнение растворимости метилового спирта в воде в относительных мольных концентрациях: Y* = 1,15X. Извлекается водой 98% от исходного количества спирта. Коэффициент массопередачи:

Расход инертного газа 1200 м3/ч (при рабочих условиях). Абсорбер заполнен насадкой из керамических колец с удельной поверхностью 190 м2/м3. Коэффициент смачивания насадки ψ = 0,87. Фиктивная скорость газа в абсорбере ω= 0,4 м/с. Определить расход воды и требуемую высоту слоя насадки.

6.15. В скруббер диаметром 0,5 м подается 550 м3/ч (при 760 мм рт. ст. и20°С) воздуха, содержащего 2,8% (об.) аммиака, который поглощается водой под атмосферным давлением. Степень извлечения аммиака 0,95. Расход воды на 40% больше теоретически минимального. Определить 1) расход воды; 2) общее число единиц переноса n0y 3) высоту слоя насадки из керамических колец 50×50×5 мм. Коэффициент массопередачи:

Данные о равновесных концентрациях жидкости и газа взять из примера 6.10. Коэффициент смоченности насадки ψ= 0,9.

6.16. Вывести формулу для определения высоты единицы переноса в насадочном абсорбере для жидкой фазы hх из критериального уравнения (6.46).

6.17. Воздух с примесью аммиака пропускается через орошаемый водой скруббер, заполненный насадкой из колец с удельной поверхностью 89,5 м2/м3. Свободный объем насадки 0,79 м3/м3. Температура абсорбции 28°С, абсолютное давление 1 кгс/см3. Среднее содержание аммиака в газовой смеси 5,8% (об.). Массовая скорость газа, отнесенная к полному сечению скруббера, 1,1кг/(м2·с). Определить коэффициент массоотдачи для газа, считая, что скруббер работает при пленочном режиме.

6.18. Рассчитать коэффициент массоотдачи от жидкой фазы в насадочном абсорбере, в котором производится поглощение двуокиси углерода водой при температуре 20°С. Плотность орошения 60 м3/(м2·ч). Насадка – керамические кольца 35×35×4 мм навалом. Коэффициент смоченности насадки ψ = 0,86.

6.19. Определить коэффициент массоотдачи для газа в скруббере при поглощении пара бензола из коксового газа по следующим данным: насадка хордовая из реек 12,5×100 мм с расстоянием между рейками b = 25 мм (для такой насадки dэ = 2b = 0,05 м); скорость газа, считая на полное сечение скруббера, 0,95 м/с; плотность газа 0,5 кг/м3; динамический коэффициент вязкости газа 0,013 мПа·с; коэффициент диффузии бензола в газе 16·10-6 м2/с. Режим считать пленочным.

6.20. Определить диаметр и высоту тарельчатого абсорбера для поглощения водой аммиака из воздушно-аммиачной смеси при атмосферном давлении и температуре 20°С. Начальное содержание аммиака в газовой смеси 7% (об.). Степень извлечения 90%. Расход инертного газа (воздуха) 10 000 м3/ч (при рабочих условиях). Линию равновесия считать прямой, ее уравнение в относительных массовых концентрациях: =0.61 Скорость газа в абсорбере (фиктивная) 0,8 м/с. Расстояние между тарелками 0,6 м. Средний к. п.д. тарелок 0,62. Коэффициент избытка поглотителя φ = 1,3.

308

6.21. По условиям предыдущей задачи определить. 1) высоту насадочного абсорбера с насадкой из керамических колец 50×50×5 мм, приняв hэ – высоту слоя насадки, эквивалентную теоретической тарелке (ВЭТТ), равной 0,85 м; 2) величину коэффициента массопередачи в этом насадочном абсорбере,считая коэффициент смоченности насадки ψ равным 0,9.

6.22. По данным контрольных задач 6.20 и 6.21 определить высоту слоя насадки через общее число единиц переноса n0у и высоту единицы переноса (ВЕП) h0y.

6.23. 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., температуре 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 раз больше теоретически минимального. Для расчета равновесных составов принять, что растворимость бензола в масле определяется законом Рауля. При концентрациях бензола в жидкости до X = 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 (ВЕП) h0y = 0,9 м; 4) высоту тарельчатого абсорбера при среднем к. п.д. тарелок 0,67 и расстоянии между тарелками 0,4 м

6.24. В насадочном абсорбере диаметром 1 м двуокись серы поглощается водой из воздуха. Начальное содержание SO2 в поступающей смеси 7% (об.). Степень поглощения 0,9. На выходе из абсорбера вода содержит 0.0072 кг SΟ2/кг воды. Коэффициент массопередачи в абсорбере Насадка из керамических колец 50×50×5 мм Коэффициент смоченности насадки ψ = 1. Высота единицы переноса h0y=1,17 м. Определить расход воды в абсорбере.

6.25. В абсорбере под атмосферным давлением при температуре 20°С поглощается из парогазовой смеси 300кг бензола в 1 ч. Начальное содержание пара бензола в парогазовой смеси 4%(об.). Степень извлечения бензола 085. Жидкий поглотитель, поступающий в абсорбер после регенерации, содержит 0,0015 кмоль бензола /кмоль поглотителя. Фиктивная скорость газа в абсорбере 0,9 м/с. Уравнение линии равновесия: Y* = 0,2 Х, где Y* и X выражены соответственно в кмоль бензола /кмоль инертного газа и кмоль бензола /кмоль поглотителя. Коэффициент избытка поглотителя φ = 1,4. Определить диаметр абсорбера и концентрацию бензола в поглотителе, выходящем из абсорбера.