Operatii unitare cu Transfer de Masa Proiect
1
Universitatea “Babeș – Bolyai”
Cluj Napoca
Facultatea de Chimie și Inginerie Chimica
Separarea unui component valoros dintr-un amestec gazos prin absorbtie-desorbtie
Student: Lacatus Mihai Anul: IV IB Anul universitar:2012/2013 2
Structura proiectului: Capitolul 1.Tema de proiectare 1.1.Prezentarea temei 1.2.Schema bloc si modul de operare Capitolul 2.Procese tehnologice de fabricatie. Procesul tehnologic adoptat. 2.1.Variante de realizare a tehnologiei 2.2.Justificarea variantei tehnologice adoptate 2.3.Schema procesului tehnologic. Descriere. Capitolul 3.Dimensionarea tehnologica a utilajelor 3.1.Premise generale de calcul 3.1.1.Echilibrul procesului studiat. 3.1.2.Bilant real de materiale la absorbtie. Consumul real de absorbant. 3.1.3.Bilant termic la absorbtie. 3.2.Dimensionarea coloanei de absorbtie. 3.2.1.Calculul diametrului coloanei 3.2.2.Calculul inaltimii umpluturii 3.2.2.1.Calculul inaltimii umpluturii din suprafata de transfer de masa 3.2.2.2.Calculul inaltimii umpluturii pe baza N.U.T. * I.U.T. 3.2.2.3.Calculul inaltimii umpluturii pe baza nT *I.E.T.T. 3.2.3.Calculul inaltimii coloanei de absorbtie. 3.2.4.Calculul dimensiunilor racordurilor coloanei(absorberului) 3.2.5.Calculul masei coloanei(absorberului) 3.2.6.Fisa tehnica a absorberului 3.3.Dimensionarea coloanei de desorbtie 3.3.1.Calculul necesarului de abur la desorbtie 3
3.3.2.Calculul dimensiunilor racordurilor desorberului 3.3.3.Fisa tehnica a desorberului 3.4.Dimensionarea recuperatorului de caldura. 3.4.1.Calculul suprafetei de schimb termic al recuperatorului 3.4.2.Calculul numarului de tevi, a lungimii lor si a lungimii recuperatorului. 3.4.3.Calculul racordurilor recuperatorului. 3.4.4.Fisa tehnica a recuperatorului 3.5.Calculul condensatorului. 3.5.1.Calculul ariei de transfer termic a condensatorului. 3.5.2.Calculul numarului de tevi , a lungimii lor si a lungimii condensatorului 3.5.3.Calculul racordurilor condensatorului 3.5.4.Fisa tehnica a condensatorului 3.6.Calculul separatorului de picaturi 3.7.Calculul utilajelor de transport a fluidelor 3.7.1.Calculul puterii de actionare a motorului pompei pentru transportul fazei lichide. 3.7.2.Calculul puterii de actionare a motorului suflantei pentru transportul fazei gazoase 3.7.3.Fisa tehnica a utilajelor. Capitolul 4.Controlul si automatizarea procesului de absorbtie 4.1.Schema bloc de automatizare.Descriere. Capitolul 5.Probleme de coroziune Capitolul 6.Amplasarea utilajelor in instalatie.Schema de amplasare Capitolul 7.Probleme de tehnica securitatii muncii si P.S.I. Capitolul 8.Partea desenata a proiectului Capitolul 9.Bibliografia
4
Capitolul 1: Tema de proiectare 1.1. Prezentarea temei Sa se intocmeasca proiectul de inginerie tehnologica pentru o instalatie de separare a SO2 dintr-un amestec gazos uscat prin absorbtie-desorbtie. Instalatia va prelucra un debit de 3290 Nm3/h amestec gazos cu concentratia de 8.7 % vol. SO2. Instalatia realizeaza separarea SO2 din amestecul gazos intr-un ansamblu de coloane de absorbtiedesorbtie, instalatie formata din:
Absorber
Desorber
Recuperator de caldura
Condensator
Racitor
Separator de picaturi
Rezervoare tampon
Pompe pentru vehicularea lichidelor
Suflante pentru vehicularea fazei gazoase
Aparate de masura, control si reglare a instalatiei.
Amestecul gazos si absorbantul intra in coloana de absorbtie cu temperatura de 300C, absorbtia realizându-se in apa proaspata, lipsita de SO2. Randamentul la absorbtie este de 95.1% vol. Desorbtia SO2 se face prin injectie directa cu abur cu presiunea egala cu presiunea atmosferica si temperatura de 1000C, aceasta se considera totala. Temperatura de intrare a solutiei sulfuroase in desorber este de 600C.
5
1.2.Schema bloc a procesului si modul de operare Schema bloc a procesului de separare a dioxidului de sulf dintr-un amestec gazos prin absorbtiedesorbtie este urmatoarea:
Figura 1: Schema bloc o procesului de separare a SO2 dintr-un amestec gazos prin absorbtie-desorbtie Procesul tehnologic este format din din sase operatii distincte: absorbtie, recuperare caldura, desorbtie, racire, condensare si separare de picaturi. Intr-o prima etapa are loc absorbtia SO2 dintr-un amestec gazos (SO2 si aer) in apa, rezultând o solutie sulfuroasa. Apoi, are loc o preincalzire a acestei solutii, realizata cu ajutorul fazei lichide obtinuta in urma desorbtiei. Desorbtia se realizeaza prin trimiterea unui curent de abur peste solutia sulfuroasa preincalzita. Amestecul gazos obtinut in urma desorbtiei este trimis la un condensator, de unde rezulta un amestec de SO2 gazos si apa (ceata), acesta fiind trecut printrun separator de picaturi. Dioxidul de sulf rezultat este apoi trimis la statia de comprimare iar apa e trimisa la racire. Apa ce rezulta in urma condensarii si cea racita sunt trimise spre turnul de racire. O parte din apa racita se va recircula si folosi ca absorbant. 6
Capitolul 2: Procese tehnologice de fabricatie. Procesul tehnologic adoptat 2.1. Variante de realizare a tehnologiei Bioxidul de sulf [1], gazos si lichid, are numeroase utilizari, fiind o materie prima de baza si folosit pe scara larga intr-o serie de ramuri ale industriei chimice. Bioxidul de sulf concentrat se obtine fie din gaze sulfuroase din diferite surse,astfel folosindu-se, dupa caz, procedee de absorbtie, adsorbtie si procedee de lichefiere ; fie prin reducerea trioxidului de sulf cu sulf elementar sau prin oxidarea piritei cu oxid feric intr-un mediu practic lipsit de oxigen. Procedeele de absorbtie reprezinta o varianta economica mai ales in cazul gazelor cu concentratie medie de SO2 (4-14%) provenite in cea mai mare parte din arderea diferitelor minereuri cu sulf. Totusi, unele din aceste procedee pot fi utilizate cu rezultate satisfacatoare si in cazul gazelor cu concentratie scazuta in SO2 (1-4% ).Diferitele procedee de absorbtie se impart conventional in procedee cu regenerarea absorbantului si procedee fara regenerarea absorbantului. Procedee de absorbtie cu regenerarea absorbantului[1] Aceste metode sunt folosite cel mai des in practica. Principalele criterii de alegere a absorbantului sunt: capacitatea si viteza de absorbtie, accesibilitatea si gradul de regenerare a absorbantului, simplitatea operatiilor, coroziunea aparaturii, pretul de cost.
Absorbtia in apa. Conform izotermelor de absorbtie a dioxidului de sulf in apa se poate constata ca
apa are o capacitate de absorbtie relativ redusa chiar si la temperatui joase si concentratii mari ale SO2 in gaze. Capacitatea de absorbtie a apei scade considerabil cu scaderea concentratiei gazelor sulfuroase, ceea ce determina cresterea volumui de absorbant. Acest lucru duce la cresterea energiei necesare recircularii apei in turnurile de absorbtie, precum si a energiei termice folosita pentru desorbtia bioxidului de sulf. Se considera ca absorbtia in apa a SO2 din gazele care contin sub 3% SO2 este nerentabila.
Absorbtia in solutii amoniacale. Aceasta metoda este considerata ca fiind una dintre cele mai
avantajoase metode de absorbtie a SO2, fiind folosita in cazul gazelor relativ diluate, continând 1-4% SO2 sau chiar sub 1% SO2. Gazele sulfuroase unt absorbite intr-o solutie concentrata de sulfit de amoniu, care, uneori poate contine, in vederea imbunatatirii desorbtiei si penttru reducerea peirderilor de amoniac, adaosuri de acizi slabi nevolatili, anorganici si organici.
Absorbtia in amine. In practica se folosesc ca absorbanti ai SO2 xilidina si dimetil-anilina datorita
accesibilitatii si capacitatii de absorbtie relativ mari. Xilidina, in contact cu SO2, formeaza combinatii
7
nestabile de tipul X2·SO2, X·SO2, X·H2SO3, care se descompun prin incalzire, obtinându-se SO2 concentrat si xilidina care se recircula.
Absorbtia in sulfat bazic de aluminiu. Acest procedeu are dezavantajul ca in timpul procesului de
regenerare se formeaza produsi secundari nedoriti. Este un procedeu relativ complicat care nu se justifica actualmente din punct de vedere economic.
Absorbtia in glioxal si acid glioxilic.Acesta este un procedeu relativ recent. Absorbtia SO2 in solutii
de acid glioxilic este selectiva. Randamentul de absorbtie este mare chiar si in cazul gazelor care contin sub 1% SO2. Absorbtia este condusa la 20-25oC iar desorbtia la 75-95oC.
Absorbtia in suspensii apoase de oxizi. Pentru absorbtia SO2 din gaze diluate se folosesc suspensiile
apoase ale unor oxizi metalici precum CaO, MgO, ZnO. Se formeaza sulfitii respectivi, care, datorita solubilitatii reduse, se separa in faza solida. Prin calcinarea acestora rezulta SO2 concentrat si oxidul metalic care se va recircula. Acest procedeu, desi are avantajul unui randament de absorbtie mare, prezinta si o serie de dezavantaje precum transportul relativ complicat al suspensiilor, oxidarea partiala a sulfitilor la sulfati sau necesitatea calcinarii sulfitilor. Procedee de absorbtie fara regenerarea absorbantului[1] Metode care se folosesc atunci când absorbantul poate fi transformat intr-un produs usor de comercializat si se impart in doua categorii: procedee prin care se obtin concomitent SO2 concentrat si un produs valorificabil, si respectiv, procedee fara regenerarea SO2, acesta fiind transformat intr-un produs valorificabil.
Absorbtia in solutii amoniacale urmata de regenerarea cu acizi. Acest procedeu este identic cu
procedeul amoniacal analizat anterior cu deosebirea ca SO2 se regenereaza prin tratarea solutiilor cu acizi si nu prin distilare. Fata de procedeul cu regenerarea absorbantului, acesta prezinta avantajul unei utilizari mai complete a SO2, a carui continut in gazele evacuate poate fi redus la 0.05%. Absorbtia SO2 cu obtinerea de produsi finiti.Acest tip de procedeu este folosit mai ales in cazul valorificarii SO2 din gazele reziduale si se bazeaza pe reactiile dintre SO2 si solutiile sau suspensiile diferitilor oxizi sau carbonati metalici, rezultând, in functie de gradul de oxidare a solutiilor sulfiti sau sulfati.
8
2.2. Justificarea variantei adoptate In urma studiului de literatura ,pentru separarea dioxidului de sulf prin absorbtie-desorbtie dintr-un amestec gazos aer-SO2, s-a ales ca procedeu absorbtia in apa. Desi procedeul nu este considerat ca fiind unul dintre cele mai avantajoase, el se poate fi utilizat in cazul situatiei de fata deoarece concentratia amestecului gazos este 8.9 % vol. SO2. Dintre toate procedeele de absorbtie a SO2, cel care utilizeaza apa reprezinta varianta cea mai avantajoasa din punct de vedere economic, realizandu-se in utilaje a caror geometrie si constructie urmareste asigurarea unui contact cât mai bun intre cele doua faze, utilaje cunoscute sub denumirea generala de absorbere, cele mai raspândite fiind coloanele de absorbtie cu talere si cu umplutura. 2.3. Schema procesului tehnologic. Descriere
Figura 2: Schema procesului tehnologic Cu ajutorul pompelor 3 si 4, amestecul gazos aer-SO2 si respectiv faza lichida (absorbantul) sunt trimise in absorberul 1 unde are loc absobtia SO2 in apa. Solutia sulfuroasa astfel obtinuta este stocata in 9
vasul de stocaj 5 si trimisa cu pompa 6 la recuperatorul de caldura 8 unde are loc o preincalzire a acesteia pe seama caldurii obtinute de la faza lichida care iese din desorberul 2. Desorbtia se realizeaza prin injectie directa cu abur la presiunea atmosferica si temperatura de 100oC. Apoi, are loc condensarea fazei gazoase care iese din desorber in condensatorul 10, cu ajutorul apei de racire. Amestecul obtinut continând SO2 gazos si apa este trecut prin separatorul de picaturi 12 de unde SO2 gazos rezultat este trimis cu pompa 13 la statia de comprimare. Faza lichida colectata pe la baza separatorului de picaturi, reprezentând absorbant regenerat (apa) este trimisa la rezervorul tampon 7, fiind apoi racita in racitorul 11, unde este adusa cu ajutorul pompei 9. Apa racita este trimisa spre turn, o parte putând fi recirculata la desorber.
3.1. Premise generale de calcul 3.1.1. Echilibrul procesului de absorbtie in sistemul studiat Intr-un sistem eterogen format dintr-o faza gazoasa si o faza lichida se stabileste un echilibru macroscopic care depinde de natura celor doua faze, respectiv a gazului si a lichidului, de temperatura si presiunea care exista in sistem. Gazul se dizolva in lichid, pâna la atingerea unei concentratii de echilibru. Cand concentratia gazului in lichid este mai mare decât concentratia de echilibru, excesul de gaz este desorbit, trecând in faza gazoasa. Pentru un sistem gaz-lichid dat , concentratia de echilibru este functie de presiune si de temperatura ce=f(p,t).La temperatura constanta, concentratia gazului este exprimata prin ecuatia legii lui Henry, conform careia presiunea gazului este direct proportionala cu fractia molara in lichid: [2] p=H*x unde: p – presiunea gazului; x - fractia molara a gazului dizolvat in lichid; H – constanta lui Henry; Datele de echilibru pentru sistemul SO2-H2O au fost preluate din literatura de specialitate, pentru temperatura de 30oC. Cu datele respective a fost construita diagrama de echilibru, de aceea a fost necesara aducerea lor in coordonatele specifice diagramei X [kmol SO2/kmol H2O] si Y [kmol SO2/kmol aer]. Datele prelucrate au fost centralizate in tabelul 1.
10
Nr. crt 1 2
g SO2/100 g H2 O 0 0.5
p SO2 [mmHg] 0 42
3 4 5
1 1.5 2
85 129 176
6 7
2.5 3
8 9 10
X [kmol SO2/kmol H2O]
Y [kmol SO2/kmol aer]
0
0
0.00140625
0.058496
0.0028125
0.125926
0.00421875
0.204437
0.005625
0.30137
224 273
0.00703125
0.41791
0.0084375
0.560575
3.5 4 4.5
324 376 428
0.00984375
0.743119
0.01125
0.979167
0.01265625
1.289157
11 12
5 5.5
482 536
0.0140625
1.733813
0.01546875
2.392857
13 14 15
6 6.5 7
588 698 752
0.016875
3.418605
0.01828125
11.25806
0.0196875
94
Tabelul 1: Date de echilibru pentru sistemul SO2-H2O [3]
Diagrama de echilibru
3,0
Y [kmol SO2/kmol aer]
2,5 2,0 1,5 1,0 0,5 0,0 0,000
0,002
0,004
0,006
0,008
0,010
0,012
0,014
X [kmol SO2/H2O] Graficul 1: Diagrama de echilibru pentru sistemul SO2-H2O
11
0,016
0,018
Exemplu de calcul:
𝑋=
𝑌=
𝑔𝑆𝑂 2 𝑀 𝑆𝑂 2 100 𝑀𝐻 𝑂 2
=
0.5 64 100 18
𝑦 𝑆𝑂 2
2 𝑃 𝑝 𝑆𝑂 2 1− 𝑃
𝑘𝑚𝑜𝑙 𝑆𝑂2 𝑘𝑚𝑜𝑙 𝐻2 𝑂
𝑝𝑆𝑂2 = 𝑃 ∗ 𝑦𝑆𝑂2
1−𝑦 𝑆𝑂 2 𝑝 𝑆𝑂
𝑌=
= 0.0014
=
𝑝 𝑆𝑂 2 𝑃−𝑝 𝑆𝑂 2
=
42 760−42
= 0.0585
𝑘𝑚𝑜𝑙 𝑆𝑂2 𝑘𝑚𝑜𝑙 𝑎𝑒𝑟
.
3.1.2. Bilantul real de materiale. Consumul real de absorbant Operatia de absorbtie se bazeaza pe existenta a cel putin doua faze: o faza gazoasa si o faza lichida. In cazul prezentat ,faza gazoasa este reprezentata de amestecul gazos de separat (SO2-aer), in care SO2 reprezinta solutul iar aerul inertul. Absorbantul este apa proaspata lipsita de SO2. Din reprezentarea unei coloane de absorbtie cu umplutura si a fluxurilor de materiale care intra si ies din coloana, ecuatia de bilant de masa pentru componentul care se absoarbe are forma: 𝑵𝑺𝑶𝟐 = 𝑮 ∗ 𝒀𝒊 − 𝒀𝒇 = 𝑳 ∗ 𝑿𝒊 − 𝑿𝒇 𝑁𝑆𝑂2 - debitul de component transferat din faza gazoasa in faza lichida [kmol/h] sau [kmol/s]; G – debitul de gaz inert (aer) [kmol/h] sau [kmol/s]; L – debitul de absorbant (apa) [kmol/h] sau [kmol/s]; Yi, Yf – concentratia SO2 in faza gazoasa la intrarea si respectiv iesirea din absorber Xi, Xf – concentratia SO2 in faza lichida la intrarea si respectiv iesirea din absorber
𝑘𝑚𝑜𝑙 𝑆𝑂2 𝑘𝑚𝑜𝑙𝑎𝑒𝑟 𝑘𝑚𝑜𝑙 𝑆𝑂2 𝑘𝑚𝑜𝑙 𝐻2𝑂
; ;
Intrucât se utilizeaza apa proaspata lipsita de SO2 atunci Xi=0. Atunci : 𝑵𝑺𝑶𝟐 = 𝑮 ∗ 𝒀𝒊 − 𝒀𝒇 = 𝑳 ∗ 𝑿𝒇 ; Pentru caracterizarea evolutiei procesului de absorbtie se defineste gradul de absorbtie(sau separare a SO2 ) notat 𝜂𝑆𝑂2 :
𝜼𝑺𝑶𝟐 =
𝒏𝑺𝑶𝟐𝒊 − 𝒏𝑺𝑶𝟐𝒇 𝒏𝑺𝑶𝟐𝒊 12
𝑛𝑆𝑂2 𝑖 , 𝑛𝑆𝑂2 𝑓 – debitul de intrare si de iesire al solutului din absorber; 𝑛𝑆𝑂2 𝑖 = 𝐺 ∗ 𝑌𝑖 𝑛𝑆𝑂2 𝑓 = 𝐺 ∗ 𝑌𝑓 Astfel ca : 𝜂𝑆𝑂2 =
𝑌𝑖 −𝑌𝑓 𝑌𝑖
Yf=Yi *(1-𝜂𝑆𝑂2 )
Debitul de gaz de aer din amestecul gazos (aer-SO2) se determina cu relatia:
𝐺=
𝐺𝑉0 ∗(1−𝑦 𝑖 )
[kmol aer/h (s)]
22.4
unde: 𝐺𝑉0 – debitul volumic de amestec gazos in conditii normale [Nm3/h (s)]; yi – concentratia molara a SO2 in amestecul gazos [kmol SO2/ kmol amestec gazos]; Debitul de faza gazoasa la intrare si iesire din coloana de absorbtie in kmol []g/h se determina astfel: 𝑛𝑔𝑖 = 𝐺 ∗ (1 + 𝑌𝑖 )
𝑛𝑔𝑓 = 𝐺 ∗ (1 + 𝑌𝑓 )
Debitul de faza lichida la intrare si iesirea din absorber, in kmol []l/h se determina astfel: 𝑛𝑙𝑖 = 𝐿 ∗ 1 + 𝑋𝑖 = 𝐿
𝑛𝑙𝑓 = 𝐿 ∗ (1 + 𝑋𝑓 )
Din datele de proiectare initiale : 8.7% vol. SO2 in amestecul gazos , 𝐺𝑉0 = 3290 Nm3/h, gradul de separare 𝜂𝑆𝑂2 = 95.1 % vol. se obtine:
𝑌𝑖 =
𝑦𝑖 1−𝑦 𝑖
=
0.087 1−0.087
= 0.095
𝑘𝑚𝑜𝑙 𝑆𝑂2 𝑘𝑚𝑜𝑙𝑎𝑒𝑟
Yf=Yi * (1-ηSO )=0.095 (1-0.951)=0.00465 2
𝐺=
𝐺𝑉0 ∗(1−𝑦 𝑖 ) 22.4
=
3290∗ (1−0.087) 22.4
; 𝑘𝑚𝑜𝑙 𝑆𝑂2 𝑘𝑚𝑜𝑙𝑎𝑒𝑟
;
= 134.09 [kmol aer/h];
𝑁𝑆𝑂2 = 𝐺 ∗ 𝑌𝑖 − 𝑌𝑓 = 134.09 ∗ 0.095 − 0.00465 = 12.115 kmol SO2/h; 𝑛𝑆𝑂2 𝑖 = 𝐺 ∗ (1 + 𝑌𝑖 )= 134.09*(1+0.095) = 146.82kmol SO2/h; 13
𝑛𝑆𝑂2 𝑓 = 𝐺 ∗ (1 + 𝑌𝑓 ) = 134.09 ∗ (1 + 0.00465) = 134.71 𝑘𝑚𝑜𝑙𝑆𝑂2 /; 𝑁𝑆𝑂2 = 𝑛𝑆𝑂2 𝑖 − 𝑛𝑆𝑂2 𝑓 == 12.115 kmol SO2/h; 𝑛𝑔𝑖 = 𝐺 ∗ 1 + 𝑌𝑖 = 130.143 ∗ 1 + 0.0976 = 142.85 kmol []g/h; 𝑛𝑔𝑓 = 𝐺 ∗ 1 + 𝑌𝑓 = 130.143 ∗ 1 + 0.005856 = 130.905 kmol []g/h; Determinarea consumului real de absorbant Consumul real de absorbant se determina astfel: Lreal = φ* Lmin unde: φ – coeficient de exces al absorbantului si ia valori intre 1.1-1.3; Determinarea debitului minim Lmin de absorbant necesita cunoasterea concentratiei fazei lichide la echilibru corespunzatoare concentratiei fazei gazoase la intrarea in absorber, notata 𝑋𝑓∗ . Xf →𝑋𝑓∗ L=Lmin si atunci: 𝑵𝑺𝑶𝟐 = 𝑮 ∗ 𝒀𝒊 − 𝒀𝒇 = 𝑳𝒎𝒊𝒏 ∗ 𝑿𝒇∗ Determinarea lui 𝑋𝑓∗ se poate face grafic, din diagrama de echilibru sau folosind legea lui Henry: 𝑝𝑆𝑂2 = 𝑘𝐻 ∗ 𝑥𝑆𝑂2 , unde 𝑥𝑆𝑂2 este fractia molara a SO2 in faza lichida. Pentru calcule, 𝑋𝑓∗ se determina grafic din diagrama de echilibru pentru sistemul SO2-H2O Din graficul 2 se obtine valoarea 𝑿∗𝒇 = 𝟎. 𝟎𝟎𝟐𝟐𝟎 𝑵𝑺𝑶𝟐 = 𝑳𝒎𝒊𝒏 ∗ 𝑿∗𝒇 𝑳𝒎𝒊𝒏 =
𝑵𝑺𝑶𝟐 𝑿∗𝒇
𝑘𝑚𝑜𝑙 𝑆𝑂2 𝑘𝑚𝑜𝑙 𝐻2𝑂
;
𝟏𝟐.𝟏𝟏𝟓
= 𝟎.𝟎𝟎𝟐𝟐𝟎 = 5506.832 kmol H2O/h;
Se va alege φ=1.2, deoarece solubilitatea dioxidului de sulf in apa este relativ mica si este necesara o cantitate mai mare de absorbant. Lreal=1.2 * 5506.832 = 6608.199[ kmol H2O/h]; Debitul de faza lichida la intrarea in absorber: 𝑛𝑙𝑖 = 𝐿 ∗ 1 + 𝑋𝑖 = 𝐿𝑟𝑒𝑎𝑙 = 6608.199[kmol [ ]l/h] 𝑁𝑆𝑂2 = 𝐿𝑟𝑒𝑎𝑙 ∗ 𝑋𝑓 𝑋𝑓 =
𝑁𝑆𝑂 2 𝐿𝑟𝑒𝑎𝑙
12.115
= 6608 .199 = 0.001833
𝑘𝑚𝑜𝑙 𝑆𝑂2 𝑘𝑚𝑜𝑙 𝐻2𝑂
14
;
𝑛𝑙𝑓 = 𝐿 ∗ 1 + 𝑋𝑓 = 6608.199∗ 1 + 0.001833 = 6620.314 [kmol []l/h
Yi
𝑋𝑓∗
Graficul 2:Curba de echilibru pentru sistemul SO2-H2O
15
Faza
Component
Materiale intrate Debite
Materiale iesite Concentratii
kmol/h
3
kg/h
Nm /h
Y X
Gaz
Lichid
SO2
12.778
817.792
286.23
Aer
134.71
3906.59
Total
147.488
SO2
𝑘𝑚𝑜𝑙 𝑆𝑂2
Debite kmol/h
Concentratii kg/h
3
Nm /h
𝑘𝑚𝑜𝑙 𝑎𝑒𝑟 𝑘𝑚𝑜𝑙 𝑆𝑂2
X
𝑘𝑚𝑜𝑙 𝐻2𝑂
0.626
40.06
14.022
3017.504
134.71
3906.59
3353.29
4724.382
3303.73
135.336
3946.65
3367.318
0
0
0
12.152
777.728
0.5739
H 2O
6608.199
118947.58
119.185
6608.199
118947.58
119.185
Total
6608.199
118947.58
119.185
6620.351
119725.31
119.734
Total
0.095
0
Y
123671.96
𝑘𝑚𝑜𝑙 𝑆𝑂2 𝑘𝑚𝑜𝑙 𝑎𝑒𝑟 𝑘𝑚𝑜𝑙 𝑆𝑂2 𝑘𝑚𝑜𝑙 𝐻2𝑂
0.00465
0.001833
123671.95
Tabelul 2. Bilantul de materiale la absorbtia SO2 in apa Date utilizate in intocmirea bilantului de materiale: 0 𝜌𝑆𝑂 = 2𝑔
𝑀𝑆𝑂 2 22.4
64
= 22.4 = 2.857 𝑘𝑔 𝑚3 [5]
La t= 300C, 𝜌𝑆𝑂2 𝑔 = 𝜌0 ∗
𝑇0 𝑇
273
= 2.86 ∗ 303 = 2.57 𝑘𝑔 𝑚3
𝜌𝑆𝑂2 𝑙 = 1355 𝑘𝑔 𝑚3 [3] La t= 300C, 𝜌𝐻2 𝑂 = 995.67 𝑘𝑔 𝑚3 [5] si
𝜌𝑎𝑒𝑟 = 1.165 𝑘𝑔 𝑚3
3.1.3. Bilantul termic la absorbtie Operatia de absorbtie poate fi condusa din punct de vedere termic in regim izoterm si neizoterm.
Regimul izoterm este specific situatiei in care concentratia solutului in amestecul gazos este
relativ scazuta iar absorbtia se realizeaza intr-o cantitate mare de absorbant.
Regimul neizoterm este specific situatiei in care concentratia solutului(SO2 ) in gaz este ridicata
iar absorbtia se realizeaza intr-o cantitate redusa de absorbant, caz in care efectul termic de absorbtie (efectul termic de dizolvare si efectul termic de concentrare a solutiei) poate determina o crestere a
16
temperaturii lichidului pâna la o asemenea valoare la care incepe desorbtia. Atunci absorbtia trebuie realizata in mai multe trepte cu racirea fazei lichide dupa fiecare treapta.
Qli Qgf
Qp Qgi
Qlf Figura 3: Schita absorber – fluxurile termice Pe baza fluxurile de caldura care intra si ies din absorber (Fig. 3), ecuatia generala de bilant termic la absorbtie este: Qli+Qgi+Qabs=Qlf+Qgf+Qp Qli – caldura introdusa cu faza lichida (apa); Qgi - caldura introdusa cu amestecul gazos; Qabs – caldura dezvoltata in procesul de absorbtie; Qlf – caldura care iese din absorber cu faza lichida; Qgf – caldura care iese din absorber cu faza gazoasa; Qp – caldura care se pierde prin peretii absorberului. Efectul termic al absorbtiei, Qabs ,este compus din efectul termic de dizolvare si efectul termic de concentrarea a solutiei si este dat in literatura de specialitate sub forma caldurii integrale de dizolvare. Prin explicitarea fiecarui termen al ecuatiei de bilant termic se obtine: 17
𝑄𝑙𝑖 = 1 + 𝑋𝑖 ∗ 𝐿 ∗ 𝐶𝑝𝑙𝑖 ∗ 𝑇𝑙𝑖 𝑄𝑔𝑖 = 1 + 𝑌𝑖 ∗ 𝐺 ∗ 𝐶𝑝𝑔𝑖 ∗ 𝑇𝑔𝑖 𝑄𝑙𝑓 = 1 + 𝑋𝑓 ∗ 𝐿 ∗ 𝐶𝑝𝑙𝑓 ∗ 𝑇𝑙𝑓 𝑄𝑔𝑓 = 1 + 𝑌𝑓 ∗ 𝐺 ∗ 𝐶𝑝𝑔𝑓 ∗ 𝑇𝑔𝑓 𝑄𝑎𝑏𝑠 = 𝐺 ∗ 𝑌𝑖 ∗ 𝜂𝑆𝑂2 ∗ (−𝛥𝐻𝑑𝑖𝑧 ) 𝑄𝑝 = 𝐾 ∗ 𝐴 ∗ 𝛥𝑇𝑚 ≃ 3 − 5 % 𝑄𝑎𝑏𝑠 L, G - debite masice de faza lichida si respectiv gazoasa in kg/h (s); 𝑋𝑖 , 𝑋𝑓 - concentratia solutului in faza lichida la intrarea si iesirea din absorber in rapoarte masice; 𝑌𝑖 , 𝑌𝑓 - concentratia solutului in faza gazoasa la intrarea si iesirea din absorber in rapoarte masice; 𝐶𝑝𝑙𝑖 , 𝐶𝑝𝑙𝑓 – caldura specifica la p=constant a fazei lichide la intrarea si iesirea din absorber [J/kg*k]; 𝐶𝑝𝑔𝑖 , 𝐶𝑝𝑔𝑓 – caldura specifica la p=constant a fazei gazoase la intrarea si iesirea din absorber [J/kg*grad]; K – coeficient global de transfer termic [W/m2*K]; ΔTm – forta motrice medie a procesului de transfer(temperatura medie logaritmica); ΔHdiz – caldura integrala de dizolvare [J/kg]. In lipsa datelor experimentale caldurile specifice ale fazei lichide si fazei gazoase pot fi calculate utilizând caldurile specifice ale componentilor puri: 𝐶𝑝𝑔 = 𝐶𝑝𝐴 ∗ 𝑦𝐴 + 1 − 𝑦𝐴 ∗ 𝐶𝑝𝐵 𝐶𝑝𝑙 = 𝐶𝑝𝐴 ∗ 𝑥𝐴 + 1 − 𝑥𝐴 ∗ 𝐶𝑝𝐵 unde: 𝑥𝐴 , 𝑦𝐴 – fractii masice ale componentului A in faza lichida si gazoasa [kg component/kg amestec]. Valorile caldurilor specifice ale componentilor puri in faza gazoasa se gasesc date in literatura Valorile caldurilor specifice ale componentilor puri in faza lichida au fost preluate din nomogramele si tabelele existente in literatura. 18
Se necesita determinarea temperaturii fazei lichide la iesirea din coloana de absorbtie (Tlf) si stabilirea tipului de regim termic in careva fi operat absorberul: Daca Tlf< Tli + 30, absorbtia poate fi considerata izoterma; Daca Tlf ≥ Tli + 30, absorbtia este neizoterma si trebuie efectuata in trepte. In acest caz se impune calculul debitului de agent de racire dupa fiecare treapta. Calculul temperaturii fazei lichide la iesirea din absorber Tlf Se considera: Tlf=Tgf;
Tli=Tgi;
Tli=Tgi=30oC; Qp=0,05; 𝑋𝑖 = 0; 𝑋𝑓 =
777.728 𝑘𝑚𝑜𝑙𝑆𝑂2 = 0.00654 118947.58 𝑘𝑚𝑜𝑙 𝐻2 𝑂
𝑌𝑖 =
817.792 𝑘𝑚𝑜𝑙𝑆𝑂2 = 0.2093 ; 3906.59 𝑘𝑚𝑜𝑙 𝑎𝑒𝑟
𝑌𝑓 =
40.060 𝑘𝑚𝑜𝑙𝑆𝑂2 = 0.01025 3906.59 𝑘𝑚𝑜𝑙 𝑎𝑒𝑟
G=3906.59 kg aer/h;
L=118947.58 kg apa/h;
Calculul fractiilor masice ale fazei lichide si gazoase, la intrarea si iesirea din absorber: 𝑥𝑖,𝑆𝑂2 =0
𝑘𝑚𝑜𝑙 𝑆𝑂2 𝑘𝑚𝑜𝑙 𝑓𝑎𝑧𝑎 𝑔𝑎𝑧𝑜𝑎𝑠𝑎
𝑥𝑓,𝑆𝑂2 =
777.728 𝑘𝑚𝑜𝑙𝑆𝑂2 = 0.00649 119725.308 𝑘𝑚𝑜𝑙 𝑓𝑎𝑧𝑎 𝑙𝑖𝑐h𝑖𝑑𝑎
𝑦𝑖,𝑆𝑂2 =
817.729 𝑘𝑚𝑜𝑙𝑆𝑂2 = 0.1731 4724.382 𝑘𝑚𝑜𝑙 𝑓𝑎𝑧𝑎 𝑔𝑎𝑧𝑜𝑎𝑠𝑎
𝑦𝑓,𝑆𝑂2 =
40.06 𝑘𝑚𝑜𝑙𝑆𝑂2 = 0.0101 3946.65 𝑘𝑚𝑜𝑙 𝑓𝑎𝑧𝑎 𝑔𝑎𝑧𝑜𝑎𝑠𝑎
Calculul caldurii specifice a componentilor puri la temperatura de intrare(t=300 c)
19
30 𝐶𝑝𝑆𝑂 2,𝑙 = 0.3345 ∗ 4186 = 1400.217
𝐾𝐽 [3] 𝐾𝑔 ∗ 𝐾
2 -3 -6 2 30 𝐶𝑝𝑆𝑂 2,𝑔 =a+b*t+c*t = 32.29 + 22.2 *10 *(273+30) -3.48*10 *(273+30) = 38.697
=
38.697
= 0.604
64∗10 −3
30 𝐶𝑝𝐻2𝑂 = 4.19
𝐾𝐽 𝐾𝑔 ∗𝐾
𝐽 𝐾𝑔∗𝐾
[3]
𝐾𝐽 [3] 𝐾𝑔 ∗ 𝐾
𝐶𝑝30𝑎𝑒𝑟 = 1.005
𝐾𝐽 [3] 𝐾𝑔 ∗ 𝐾
Calculul caldurilor specifice ale fazei lichide si fazei gazoase: 30
30
𝐶𝑝 𝑙,𝑓 = 𝐶𝑝𝑆𝑂2,𝑙 ∗ 𝑥𝑓,𝑆𝑂2 + 1 − 𝑥𝑓,𝑆𝑂2 ∗ 𝐶𝑝𝐻2𝑂 =0+ 4.19*(1-0)=4.19
𝐾𝐽 𝐾𝑔∗𝐾
30 30 𝐶𝑝 𝑙,𝑖 = 𝐶𝑝𝑆𝑂 2,𝑙 ∗ 𝑥𝑖,𝑆𝑂2 + 1 − 𝑥𝑖,𝑆𝑂2 ∗ 𝐶𝑝𝐻2𝑂 =1400.217 ∗ 0.00649 + 4.19 ∗ (1 − 0.00649) =
4.171
𝐾𝐽 𝐾𝑔∗𝐾
30
30
𝐶𝑝 𝑔,𝑖 = 𝐶𝑝𝑆𝑂2,𝑔 ∗ 𝑦𝑖,𝑆𝑂2 + 1 − 𝑦𝑖,𝑆𝑂2 ∗ 𝐶𝑝 𝑎𝑒𝑟 =0.604 ∗ 0.1731 + 1.005 ∗ (1 − 0.1731) = 0.9418
𝐾𝐽 𝐾𝑔∗𝐾
30
30
𝐶𝑝 𝑔,𝑓 = 𝐶𝑝𝑆𝑂2,𝑔 ∗ 𝑦𝑓,𝑆𝑂2 + 1 − 𝑦𝑓,𝑆𝑂2 ∗ 𝐶𝑝 𝑎𝑒𝑟 =0.604 ∗ 0.0101 + 1.005 ∗ (1 + 0.0101) = 1.001
𝐾𝐽 𝐾𝑔∗𝐾
Calculul fluxurilor termice G=3906.59
𝐾𝑔 𝑎𝑒𝑟 h
;
L=118947.58
𝐾𝑔 𝐻2𝑂 h
;
𝑸𝒍𝒊 = 1 + 𝑋𝑖 ∗ 𝐿 ∗ 𝐶𝑝𝑙𝑖 ∗ 𝑇𝑙𝑖 = 1 + 0 ∗ 118947.58 ∗ 4,19 ∗ 273 + 30 ∗ 103 = 𝟏. 𝟓𝟏𝟎 ∗ 𝟏𝟎𝟏𝟏 𝑸𝒈𝒊 = 1 + 𝑌𝑖 ∗ 𝐺 ∗ 𝐶𝑝𝑔𝑖 ∗ 𝑇𝑔𝑖 = 1 + 0.2093 ∗ 3906.59 ∗ 0.9418 ∗ 273 + 30 ∗ 103 = 𝟏. 𝟑𝟒𝟖 ∗ 𝟏𝟎𝟗
𝐽 ; h 20
𝐽 ; h
𝑸𝒍𝒇 = 1 + 𝑋𝑓 ∗ 𝐿 ∗ 𝐶𝑝𝑙𝑓 ∗ 𝑇𝑙𝑓 = 1 + 0.00653 ∗ 118947.58 ∗ 4.171 ∗ 103 ∗ 𝑇𝑙𝑓 = 𝟒. 𝟗𝟗𝟑 ∗ 𝟏𝟎𝟖 ∗ 𝑇𝑙𝑓
𝐽 ; h
𝑸𝒈𝒇 = 1 + 𝑌𝑓 ∗ 𝐺 ∗ 𝐶𝑝𝑔𝑓 ∗ 𝑇𝑔𝑓 = 1 + 0.0102 ∗ 3906.59 ∗ 1.001 ∗ 103 ∗ 𝑇𝑙𝑓 = 𝟑. 𝟗𝟓𝟎 ∗ 𝟏𝟎𝟔 ∗ 𝑇𝑙𝑓
𝐽 ; h
𝑸𝒂𝒃𝒔 = 𝐺 ∗ 𝑌𝑖 ∗ 𝜂𝑆𝑂2 ∗ −𝛥𝐻𝑑𝑖𝑧 = 3906.59 ∗ 0.2093 ∗ 0.951 ∗ 559877.5 = 𝟒. 𝟑𝟓𝟒 ∗ 𝟏𝟎𝟖 𝛥𝐻𝑑𝑖𝑧 = −8.56
𝐽 ; h
𝑘𝑐𝑎𝑙 8.56 ∗ 4186 =− = −559877.5 𝐽 𝑘𝑔; 𝑚𝑜𝑙 64 ∗ 10−3
𝑸𝒑 = 0.05 ∗ 𝑄𝑎𝑏𝑠 = 0.05 ∗ 4.354 ∗ 108 = 31.772 ∗ 103 Din ecuatia bilantului termic Qli+Qgi+Qabs=Qlf+Qgf+Qp rezulta: 1.510 ∗ 1011 + 1.348 ∗ 109 + 4.354 ∗ 108 = 3.950 ∗ 106 ∗ 𝑇𝑙𝑓 + 4.993 ∗ 108 ∗ 𝑇𝑙𝑓 + 31.772 ∗ 103 𝑻𝒍𝒇 = 303.680 𝐾 = 30.53 0C Deoarece Tlf
21
3.2. Dimensionarea coloanei de absorbtie Coloanele de absorbtie numite si absorberele sunt aparate sau masini cu o suprafata de contact mare prin dispersarea unei faze in cealalta si care asigura contactarea fazelor in contracurent pentru o separare cât mai avansata, evacuând caldura atunci cand absorbtia este insotita de efecte termice ridicate si care au un consum redus de energie. Coloanele de absorbtie au viteza celor doua faze mare, iar caderea de presiune la curgerea fazelor prin utilaj este mica mica obtinând astfel un grad mare de separare pentru solutii; Corpul coloanei prezinta forma cilindrica, cu diametrul interior constant pe intreaga inaltime a acesteia. Inaltimea si grosimea coloanelor este variabila fiind determinata de intensitatea sarcinilor care solicita coloana. Corpul este un element constructiv alcatuit din mai multe segmente la care se asambleaza piesele exterioare si interioare. Piesele sau amenajarile exterioare sunt scari, platforme, dispozitive de ridicare necesare operatiilor de intretinere. Piesele sau amenajarile interioare sunt talerele, serpentinele si corpurile de umplere, acestea din urma avnd diverse forme si marimi (vezi fig) Corpurile de umplere sunt construite din orice materiale rezistente chimic (materialele ceramice sau plastice, otelurile sau aliajele neferoase, grafitul, sticla, cuartul, etc.) Asezarea corpurilor de umplere se face ordonat dupa anumite retele de asezare sau in vrac. Coloanele de absorbtie se impart in categorii in functie de cresterea suprafetei de contact ori in functie de de modul cum se realizeaza contactarea fazelor.Categoriile de coloane in functie de cresterea suprafatei de contact intre faze coloanele sunt urmatoarele Principiul aparatelor de tip coloana cu umplutura 1. Corpul coloanei 2. Straturi de corpuri de umplere 3. suport de fixare 4. dispozitiv de redistribuire a lichidului 5. gratar 6. taler pentru distribuţie 7. dispozitiv de stropire
coloane cu umplutura – se umple coloana cu umplutura,
peste care curge lichidul supus prelucrarii
aparate cu pulverizare – se pulverizeaza lichidul, datorita
caruia suprafata de contact dintre lichid si gaze sau vapori creste foarte mult
coloane cu talere – se compartimenteza aparatul pe inaltime
in mai multe compartimente, in care gazul barboteaza prin lichid.
8. gratar limitator de strat 22
Pentru cel de al doilea criteriu avem coloane de absorbtie cu dispersarea gazului in lichid si coloane de absorbtie cu dispersarea lichidului in gaz. Absorberele cu dispersarea gazului in lichid (absorbere prin barbotare) disperseaza gazul in bule cât mai mici care strabat absorbantul, absorbtia realizându-se pe suprafata de contact dintre bule si lichid. Acestea pot fi cu agitare mecanica a lichidului asemaanânduse cu vasele de agitare sau pot fi coloane de barbotare ce sunt prevazute in interior cu talere perforate, talere cu clopotei ori valve. In cazul Absorberelor cu dispersarea lichidului in gaz, lichidul este dispersat in portiuni, filme subtiri sau picaturi, contactul intre faze realizându-se pe suprafata libera a portiunilor, a filmelor subtiri sau a picaturilor. dupa caracteristicile constructive si modul in care se realizeaza dispersarea lichidului avem absorbere de suprafata, peliculare, cu pulverizare si cu umplutura, cestea din urma fiind cele mai simple si cele mai folosite coloane de absorbtie. Absorbere de suprafata - folosite multa vreme la absorbtia in apa a acidului clorhidric, sunt confectionate din materiale rezistente la coroziune, respectiv din gresie, ceramica, grafit, cuart. Ti se carcterizeaza printro suprafata de contact mica. Absorbere peliculare utilizeaza curgerea peliculelor de lichid descendent sau ascendent, pe suprafata laterala a unor tevi sau pe placi verticale, gazul si lichidul venind in contact pe suprafata peliculelor. Absorbere cu pulverizare–sunt identice cu scruberele folosite pentru spalarea gazelor. Utilizarea lor ca absorbere se recomanda doar in cazul gazelor usor solubile. Absorbere cu umplutura se folosesc in special la prelucrarea substantelor agresive sau de mare vâscozitate, ca si atunci când sunt necesare caderi mici de presiune sau când cantitatea de lichid din coloana este mica ele având o suprafata mare de absorbtie pe unitatea de volum.
In cazul coloanelor cu umplutura necesar a se dimensiona este inaltimea coloanei de absorbtie si diametrul acesteia. 3.2.1. Calculul diametrului coloanei de absorbtie In coloanele cu umplutura absorbtia gazului de catre lichidul care curge in contracurent se realizeaza continuu, pe toata suprafata uda a umpluturii, in tot lungul coloanei. Diametrul coloanei influenteaza viteza de circulatie a gazului prin coloana. Pentru calculul acestuia sunt necesare date privind pierderea de presiune in functie de viteza gazului si de cea a lichidului. Trasând curba (ΔP/H)=f(vG) se observa doua puncte de inflexiune, numite punctul de incarcare si punctul de inec. 23
In punctul de incarcare, datorita distributiei mai uniforme a lichidului, se realizeaza o udare mai completa a suprafetei umpluturii. Totodata creste turbulenta intre cele doua faze care se afla in contact si in consecinta cresc valorile coeficientilor de transfer de masa, dar se inregistreaza pierderi mari de presiune. Astfel, coloana trebuie operata in vecinatatea acestui punct, la o viteza a gazului cuprinsa intre 65% - 80% din viteza corespunzatoare punctului de inec. Punctul de inec corespunde vitezei gazului la care lichidul care curge in contracurent este retinut sub forma unui strat stagnant deasupra umpluturii, prin care barboteaza gazul. Are loc o inversie a fazelor – lichidul devine faza continu iar gazul faza dispersa (sub forma de bule).Gazul barboteaza sub forma de bule in faza lichida acumulata in spatiile libere din umplutura si prin urmare viteza procesului de absorbtie este maxima, dar in acelasi timp si consumul de energie pentru vehicularea gazului atinge valori insemnate. De aceea, eficacitatea transferului de masa scade brusc in punctul de inec al coloanei, avantajul umpluturii, care in regim optim de incarcare ofera o suprafata de transfer cel putin egala cu aria geometrica, diparând. [4] In cazul absorberului cu umplutura,diametrul coloanei se determina din ecuatia debitului volumic de faza continua (faza gazoasa) care circula prin coloana.Atunci când concentratia solutului in amestecul gazos supus absobtiei nu este foarte mare, calculul diametrului coloanei se poate face cu debitul de gaz inert: 𝐺𝑣 =
𝜋∗𝐷𝑐2 4
∗ 𝑤𝑓 [𝑚3 𝑠]
𝑫𝒄 =
4∗𝐺𝑣 𝜋∗𝑤 𝑓
Dc – diametrul coloanei de absorbtie [m]; wf – viteza fictiva a gazului prin coloana [m/s] , wf=(0.75÷0.9)*win ; Gv – debitul volumic de amestec gazos [m3/s]; Se calculeaza debitul volumic de amestec gazos din debitul masic de amestec gazos si densitatea amestecului la temperatura de 30 0C: Gm=4724,382 kg/h ρam =ySO2*ρ30SO2 +yaer*ρ30aer =0.087*2.57+0.913*1.165=1,287 [kg/m3] Gv=Gm/ρam=4724,382/(1,287*3600)=1.020 m3/s
24
Viteza de inec a coloanei se va determina cu ajutorul ecuatiei empirice a lui Kafarov[5]: 0,25 vî 2 a g 0,16 g L lg A 1, 75 g 3 G l l
0,125
(3.27)
unde: a (ζ) - suprafata specifica a umpluturii [m3/m3]; g - acceleratia gravitationala = 9,81 [m/s2]; ε – volumul liber (fractia de goluri) [m3/m3]; ρl, ρg - densitatea lichidului si a gazului [kg/m3]; ρl = ρapa = 1000kg/m3; ρg =ρam =ySO2*ρ30SO2 +yaer*ρ30aer =0.087*2.57+0.913*1.165=1,287 [kg/m3] ηl - vâscozitatea dinamica a lichidului = ηapa = 0.8007 cP [5]; L, G - debitele masice de lichid si gaz [kg/s]; L= G=
118947 .58 3600 4724 .382 3600
= 33.040 𝑘𝑔 𝑠 = 1.312 𝑘𝑔 𝑠
A = 0,022 pentru umpluturi din inele[5]; S-au ales ca tip de umplutura inelele Raschig ceramice de dimensiuni 25x25x3 mm, asezate in vrac, cu urmatoarele caracteristici[5]: - suprafata specifica: ζ=204 m2/m3; - volumul liber: ε=0.74 m3/m3; - numarul de corpuri intr-un m3: 53.000; - densitatea umpluturii: ρu=532 kg/m3. Inlocuind toate marimile din relatia lui Kafarov obtinem: 2 𝑤𝑖𝑛 ∗ 204 ∗ 1.287 ∗ 0.80070.16 33.040 𝑙𝑔 = 𝐴 − 1,75 ∗ 9.81 ∗ 0.743 ∗ 1000 1.312
25
0.25
1.287 ∗ 1000
0.125
2 lg (𝑤𝑖𝑛 ∗ 0.06401) = −1.685 win=0.568m/s;
Se alege wf=0.85*win=0.85*0.568=0.482 m/s; 𝑫𝒄 =
4∗𝐺𝑣 𝜋∗𝑤 𝑓
=
4∗1.020 3.14∗0.482
= 𝟏, 𝟔𝟒𝟎𝟔 𝑚;
Pentru evitarea curgerilor preferentiale si a efectului la perete trebuie ca simplexul geometric sa respecte conditia Dcol/dumplutura >10 Dcol/dumplutura =1.6406/0.025=65.62 >10
3.2.2. Calculul inaltimii umpluturii coloanei Inaltimea unei coloane cu umplutura e determinata de inaltimea umpluturii. Calculul inaltimii umpluturii se face prin 3 metode: 3.2.2.1.Calculul inaltimii umpluturii din suprafata de transfer de masa; 3.2.2.2.Calculul inaltimii umpluturii pe baza IUT x NUT; 3.2.2.3.Calculul inaltimii umpluturii din nT x IETT;
3.2.2.1.Calculul inaltimii umpluturii din suprafata de transfer de masa Suprafata de transfer de masa se determina din ecuatia transferului de masa: 𝑁𝑆𝑂2 = 𝐾𝑌 ∗ 𝐴 ∗ ∆𝑌𝑚 𝐴=
𝑁𝑆𝑂2 = 𝑉𝑢𝑚𝑝𝑙 ∗ 𝜍 ∗ 𝑓 = 𝐻𝑢 ∗ 𝑆 ∗ 𝜍 ∗ 𝑓 𝐾𝑌 ∗ ∆𝑌𝑚
𝐻𝑢 =
𝑁𝑆𝑂2 𝐾𝑌 ∗ 𝑆 ∗ 𝜍 ∗ 𝑓 ∗ ∆𝑌𝑚
𝑁𝑆𝑂2 = 12.152 𝑘𝑚𝑜𝑙 𝑆𝑂2 / - fluxul de SO2 transferat S – sectiunea coloanei: 𝑆 =
𝜋 ∗𝐷𝑐2 4
=
3.14∗1.6404 2 4
= 2.1128 𝑚2
f – factorul de udare a umpluturii .Se alege f=1; ζ – suprafata specifica a umpluturii ζ=204 m2/m3; KY – coeficientul global de transfer de masa, raportat la faza gazoasa 26
𝑘𝑚𝑜𝑙 𝑆𝑂2 𝑚 2 ∗∗∆𝑌
;
ΔYm – potentialul mediu de transfer pentru faza gazoasa
𝑘𝑚𝑜𝑙 𝑆𝑂2 𝑘𝑚𝑜𝑙 𝑎𝑒𝑟
;
Ecuatia transferului de masa se poate scrie si pentru faza lichida, având forma: 𝑁𝑆𝑂2 = 𝐾𝑋 ∗ 𝐴 ∗ ∆𝑋𝑚
𝐻𝑢 =
𝑁𝑆𝑂2 𝐾𝑋 ∗ 𝑆 ∗ 𝜍 ∗ 𝑓 ∗ ∆𝑋𝑚
unde: KX – coeficientul global de transfer de masa, raportat la faza lichida ΔXm – potentialul mediu de transfer pentru faza lichida
𝑘𝑚𝑜𝑙 𝑆𝑂2 𝑘𝑚𝑜𝑙 𝑎𝑝 𝑎
𝑘𝑚𝑜𝑙 𝑆𝑂2 𝑚 2 ∗∗∆𝑋
;
;
Calculul potentialul mediu de transfer pentru faza gazoasa ΔYm si respectiv faza lichida ΔXm
Potentialul global mediu de transfer se poate calcula prin doua metode :metoda grafica(bazata pe diagrama de echilibru a sistemului SO2-H2O) si metoda analitica. a)Metoda grafica: Se va intocmi un grafic in care se reprezinta linia de echilibru a sistemului SO2-H2O si linia de operare a . Pentru determinarea ΔYm se vor trasa intre 8 si 10 paralele la ordonata situate intre linia de operare si linia de echilibru. Se vor citi perechile de date (Y-Y*) .La intersectia paralelei cu linia de operare se va citi valoarea Y iar la intersectia cu linia de echilibru se va citi Y* .Se vor citi perechile de date (Y-Y*). Se procedeaza in mod similar si pentru determinarea ΔXm, in acest caz trasându-se paralele la abscisa si obtinndu-se perechi de date (X-X*) .Aceste date se centralizeaza intr-un tabel .Se intocmesc apoi graficele 1/(Y-Y*)=f(Y) si respectiv 1/(X*-X)=f(X) . 𝑌𝑖 −𝑌𝑓 (𝑌 −𝑌 ∗ )𝑖 𝑑𝑌 (𝑌−𝑌 ∗ )𝑓 𝑌−𝑌 ∗
∆𝑋𝑚 =
(𝑌−𝑌 ∗ )𝑖 𝑑𝑌 (𝑌−𝑌 ∗ )𝑓 𝑌−𝑌 ∗
𝐼𝑋 =
∆𝑌𝑚 =
𝐼𝑌 =
𝑋 𝑓 −𝑋 𝑖 (𝑋 ∗ −𝑋 )𝑓 𝑑𝑋 (𝑋 ∗ −𝑋 )𝑖 𝑋 ∗ −𝑋 (𝑋 ∗ −𝑋)𝑓 𝑑𝑋 (𝑋 ∗ −𝑋)𝑖 𝑋 ∗ −𝑋
27
Determinarea lui ∆𝑌𝑚
Pentru calculul integralei se traseaza linia de echilibru si linia de operare si se determina perechile de valori (Y-Y*) dupa metoda descrisa anterior. Y
Linia de echilibru X Y 0 0 0.00140625 0.058496 0.0028125 0.125926
0.095 0.09 0.08 0.07 0.06 0.05 0.04 0.03 0.02 0.01 0.00465
Linia de operare X Y 0 0.00465 0.001833 0.095
Y* 0.0781 0.0732 0.0641 0.0551 0.0464 0.0377 0.0294 0.0216 0.0131 0.0048 0
1/Y-Y* 59.1716 59.52381 62.89308 67.11409 73.52941 81.30081 94.33962 119.0476 144.9275 192.3077 215.0538
Graficul 3. Linia de operare si de echilibru a sistemului SO2-H2O - Determinarea grafica a ΔYm 28
Se reprezinta grafic 1/(Y-Y*)=f(Y):
Graficul 4: Calculul grafic al integralei IY
Se determina aria suprafetei de sub integrala prin metoda paralelogramului: AY= 𝐴𝑖 =
𝑏1+𝑏2 2
∗ Baza
Inaltimea 52 62 78 88 100 116 140 177 220
Aria 0.015 0.02 0.01 0.01 0.01 0.01 0.01 0.01 0.00535
Aria totala=IY
∆𝑌𝑚 =
𝑌𝑖 − 𝑌𝑓 (𝑌−𝑌 ∗ )𝑖 𝑑𝑌 (𝑌−𝑌 ∗ )𝑓 𝑌 − 𝑌 ∗
29
0.855 1.4 0.83 0.94 1.08 1.28 1.585 1.985 9.955
∆𝒀𝒎 =
0.095 − 0.00465 = 0.009075 [𝑘𝑚𝑜𝑙 𝑆𝑂2 𝑘𝑚𝑜𝑙 𝑎𝑒𝑟]; 9.955
Determinarea lui ∆𝑋𝑚
Pentru calculul integralei se traseaza linia de echilibru si linia de operare si se determina perechile de valori (X-X*) dupa metoda descrisa anterior:
X
Linia de echilibru X Y 0 0 0.00140625 0.058496 0.0028125 0.125926
0 0.0001 0.0003 0.0005 0.0007 0.0009 0.0011 0.0013 0.0015 0.0017 0.001833
Linia de operare X Y 0 0.00465 0.001833 0.095
X* 0.000115 0.00023 0.00047 0.00071 0.00095 0.00119 0.00141 0.00163 0.00182 0.00205 0.00219
1/X*-X 8695.652 7692.308 5882.353 4761.905 4000 3448.276 3225.806 3030.303 3125 2857.143 2801.12
Graficul 5. Linia de operare si de echilibru a sistemului SO2-H2O - Determinarea grafica a ΔXm 30
Se reprezinta grafic 1/(X-X*)=f(X):
Graficul 6: Calculul grafic al integralei IX
Se determina aria suprafetei de sub integrala prin metoda paralelogramului: AX= 𝐴𝑖 =
𝑏1+𝑏2 2
∗ Baza
Inaltimea
Aria
3660.7143 4035.7143 4598.2143 5178.5714 6071.4286 7232.1429 8303.5714 9821.4286 12410.714
0.000433 0.0004 0.0003 0.0003 0.0002 0.0001 0.00006 0.00004 Aria totala=Ix
∆𝑋𝑚 =
𝑋𝑓 − 𝑋𝑖 (𝑋 ∗ −𝑋)𝑓 𝑑𝑋 (𝑋 ∗ −𝑋)𝑖 𝑋 ∗ − 𝑋
31
1.666277 1.726786 1.466518 1.6875 1.330357 0.776786 0.54375 0.444643 9.642616
∆𝑿𝒎 =
0.001833 − 0 = 1.901 ∗ 10−4 𝑘𝑚𝑜𝑙 𝑆𝑂2 𝑘𝑚𝑜𝑙 𝐻2 𝑂 9.642
Metoda analitica: 𝑌𝑖 − 𝑌𝑖∗ − (𝑌𝑓 − 𝑌𝑓∗ ) 0.095 − 0.0781 − (0.00465 − 0) ∆𝒀𝒎 = = ∗ 0.095 − 0.0781 𝑌 − 𝑌𝑖 ln 𝑙𝑛 𝑖 ∗ 0.0465 − 0 𝑌𝑓 − 𝑌𝑓 = 0.009492 ∗ 10−3 𝑘𝑚𝑜𝑙 𝑆𝑂2 𝑘𝑚𝑜𝑙 𝑎𝑒𝑟 𝑋𝑓∗ − 𝑋𝑓 − (𝑋𝑖∗ − 𝑋𝑖 ) 0.00219 − 0.001833 − (0.000115 − 0) ∆𝑿𝒎 = = ∗ 0.00219 − 0.001833 𝑋𝑓 − 𝑋𝑓 ln ln ∗ 0.000115 − 0 𝑋𝑖 − 𝑋𝑖 −4 = 2.1362 ∗ 10 𝑘𝑚𝑜𝑙 𝑆𝑂2 𝑘𝑚𝑜𝑙 𝐻2 𝑂 Determinarea coeficientilor globali de transfer de masa Coeficientul global de transfer de masa, raportat la faza gazoasa se determina cu relatia empirica: 1 𝐾𝑌 ∗𝜍
=
0.00176 𝑤 𝑔0.8
+ 0.035[3]
KY :coeficient global de transfer de masa raportat la faza gazoasa
𝑘𝑚𝑜𝑙 𝑚 2 ∗∗𝑎𝑡𝑚
wg: viteza reala a gazului prin coloana [m/s]; 𝑤𝑔 =
𝑤𝑓 0.482 = = 0.65 𝑚/𝑠 𝜀 0.74
1 0.00176 = + 0.035 𝐾𝑌 ∗ 𝜍 𝑤𝑔0.8 𝐾𝑌 =
𝐾𝑌 =
𝑤𝑔0.8 0.00176 + 0.035 ∗ 𝑤𝑔0.8 ∗ 𝜍 0.650.8 𝑘𝑚𝑜𝑙 𝑆𝑂2 = 0.1284 0.00176 + 0.035 ∗ 0.650.8 ∗ 240 𝑚2 ∗ ∗ 𝑎𝑡𝑚
Folosind relatiile de transformare a unitatilor de masura [3]: 𝑘𝑚𝑜𝑙 𝑝 𝑚 = ; −3 ∗ ∗ 𝑎𝑡 𝑝𝐵,𝑚 ∗ 82.06 ∗ 10 ∗ 𝑇
𝑚2
𝑘𝑚𝑜𝑙 1 273 𝑚 = ∗ ; 𝑚2 ∗ ∗ ∆𝑌 22.4 𝑇 1 atm=1.034 at 32
;
p=presiunea totala (at); p=1.034 at pB,m=presiunea medie a componentului inert (at) 𝑝𝐵,𝑚 =
𝑝𝐵,2 − 𝑝𝐵,1 𝑝 ln 𝑝𝐵,2 𝐵,1
pB,1=paer,1=p- pSO2,i; pB,2= paer,2=p- pSO2,f; unde B – aer; pSO2,i=p*yi=1.034*0.087=0.0944 at pSO2,f=p*yf=1.034*0.00426=0.00426 at
pB,1=p-pA,1=1.034-0.0944=0.944 at pB,2=p-pA,2=1.034-0.00426=1.029 at
yf=yi*(1-ηso2 ) 𝑝𝐵,𝑚 =
1.029−0.944 𝑙𝑛
1.029 0.944
= 0.986 𝑎𝑡
𝐾𝑌 =
1 1.034 ∗ = 3.047 𝑚/ 1.284 0.986 ∗ 82.06 ∗ 10−3 ∗ 303
𝐾𝑌 =
1 273 𝑘𝑚𝑜𝑙 𝑆𝑂2 ∗ ∗ 3.047 = 0.122 2 22.4 303 𝑚 ∗ ∗ ∆𝑌
Intre coeficientii globali de transfer de masa raportati la cele doua faze exista relatia: 𝐾𝑋 = 𝐾𝑌 ∗ [5] unde =
𝐻 𝑝 48.5∗10 5
= 1.013∗10 5 = 47.88
H=48.5*105 Pa [2] p=1 atm=1.013*105Pa
KX=h*KY= 47.88*0.122= 5.488
𝑘𝑚𝑜𝑙 𝑆𝑂2 𝑚 2 ∗∗∆𝑋
Calculul inaltimi umpluturii coloanei: ′ 𝐻𝑈,𝑌 =
𝑁𝑆𝑂2 12.152 = = 25.34 𝑚 𝐾𝑌 ∗ 𝑆 ∗ 𝜍 ∗ 𝑓 ∗ ∆𝑌𝑚 ,𝑔𝑟 0.122 ∗ 2.1128 ∗ 204 ∗ 1 ∗ 0.00907
′′ 𝐻𝑈,𝑌 =
𝑁𝑆𝑂2 12.152 = = 26.97 𝑚 𝐾𝑌 ∗ 𝑆 ∗ 𝜍 ∗ 𝑓 ∗ ∆𝑌𝑚 ,𝑎𝑛 0.122 ∗ 2.1128 ∗ 204 ∗ 1 ∗ 0.00907 33
′ 𝐻𝑈,𝑋 =
𝑁𝑆𝑂2 12.152 = = 24.22 𝑚 𝐾𝑋 ∗ 𝑆 ∗ 𝜍 ∗ 𝑓 ∗ ∆𝑋𝑚,𝑔𝑟 5.488 ∗ 2.1128 ∗ 204 ∗ 1 ∗ 1.904 ∗ 10−4
′′ 𝐻𝑈,𝑋 =
𝑁𝑆𝑂2 12.152 = = 24.05 𝑚 𝐾𝑋 ∗ 𝑆 ∗ 𝜍 ∗ 𝑓 ∗ ∆𝑋𝑚 ,𝑎𝑛 0.122 ∗ 2.1128 ∗ 204 ∗ 1 ∗ 2.136 ∗ 10−4
∆𝑌𝑚 ,𝑔𝑟 -potential global mediu pentru faza gazoasa determinat grafic ∆𝑌𝑚 ,𝑎𝑛 -potential global mediu pentru faza gazoasa determinat analitic ∆𝑋𝑚,𝑔𝑟 -potential global mediu pentru faza lichida determinat grafic ∆𝑋𝑚,𝑎𝑛 -potential global mediu pentru faza lichida determinat analitic ′ ′′ Deoarece diferenta dintre 𝐻𝑈,𝑋 𝑠𝑖 𝐻𝑈,𝑋 este mai mare de 1.5 m se va lua in considerare doar ′ valoarea 𝐻𝑈,𝑋 = 25,34. ′ ′′ Deoarece diferenta dintre 𝐻𝑈,𝑌 𝑠𝑖 𝐻𝑈,𝑌 este mai mica de 1.5 m se va lua in considerare valoarea 25.34
medie 𝐻𝑈,𝑌 𝑚𝑒𝑑 = 24.22 = 24.78 3.2.2.2. Calculul inaltimii umpluturii pe baza IUT x NUT HU=(IUT)G(L)*(NUT)G(L) NUT: numarul unitatilor de transfer, raportate la faza gazoasa sau lichida; IUT: inaltimea unei unitati de transfer;
𝑁𝑆𝑂2 = 𝐾𝑌 ∗ 𝐴 ∗ ∆𝑌𝑚 = 𝐾𝑌 ∗ 𝐴 ∗
𝑁𝑆𝑂2 𝑌𝑖 − 𝑌𝑓 𝐴= ∗ (𝑌−𝑌 )𝑖 𝑑𝑌 𝐾𝑌 ∗ 𝑌𝑖 − 𝑌𝑓 (𝑌−𝑌 ∗ )𝑓 𝑌 − 𝑌 ∗
𝑁 𝑆𝑂
𝑁𝑆𝑂2 = 𝐺 ∗ 𝑌𝑖 − 𝑌𝑓 𝐺 = 𝑌 −𝑌2 𝑖
𝐴 = 𝐻𝑢 ∗ 𝑆 ∗ 𝜍 ∗ 𝑓 =
𝐻𝑢,𝑌 =
𝐻𝑢,𝑌 =
𝐺 ∗ 𝐾𝑌
𝐺 ∗ 𝐾𝑌 ∗ 𝑆 ∗ 𝜍 ∗ 𝑓
𝑓
(𝑌−𝑌 ∗ )𝑖
(𝑌−𝑌 ∗ )𝑓
(𝑌−𝑌 ∗ )𝑖
(𝑌−𝑌 ∗ )𝑓
𝑑𝑌 𝑌 − 𝑌∗
𝑑𝑌 𝑌 − 𝑌∗
1.312 ∗ 9.955 = 25.26 m 0.122 ∗ 2.112 ∗ 204 ∗ 1 34
(𝑌−𝑌 ∗ )𝑖
(𝑌−𝑌 ∗ )𝑓
𝑑𝑌 𝑌 − 𝑌∗
In mod identic se obtine relatia de calcul raportata la faza lichida:
𝐻𝑢,𝑋 =
𝐻𝑢,𝑋 =
𝐿 ∗ 𝐾𝑋 ∗ 𝑆 ∗ 𝜍 ∗ 𝑓
(𝑋 ∗ −𝑋)𝑓
(𝑋 ∗ −𝑋)𝑖
𝑑𝑋 −𝑋
𝑋∗
33.040 ∗ 9.624 = 26.88 m 4.488 ∗ 2.112 ∗ 204 ∗ 1
Inaltimea finala a umpluturi va fi: 𝐻𝑢 =
25,34+24.78+25.26+26.88 4
= 25.972 m
3.2.2.3. Calculul inaltimii umpluturii pe baza nT x IETT Aceasta metoda de calcul da erori mari, de pâna la 40%, de aceea nu se va utiliza in calculul inaltimii umpluturii.
3.2.3. Calculul inaltimii coloanei de absorbtie Umplutura formata din inele Raschig cu dimensiunile 25x25x3, se va aseza in vrac.Este necesar calculul inaltimii umpluturii din motive de functionare in siguranta si eficienta a coloanei.Astfel ca, inaltimea unui strat de umplutura hu=3* Dc pentru Dc=1.4÷ 2.2 [6] 𝐻
hu=3*2.112=6.338 m numarul straturilor de umplutura nstr= 𝑢 = 𝑢
25.972 6.338
= 4.097 ≅ 5 𝑠𝑡𝑟𝑎𝑡𝑢𝑟𝑖 umplutura
va fi amplasata intr-o singura coloana de absorbtie 𝑢′ =
𝐻𝑢 25.972 = = 5.19 𝑚 ′ 5 𝑛𝑠𝑡𝑟
Inaltimea finala a coloanei va fi: Hc=h1+h2+(n-1)*h3+Hu h1: distanta de la partea superioara a primului strat de umplutura pâna la vârful coloanei (se admit valori de 1÷ 1.5 𝑚); h2: distanta de la partea inferioara a ultimului strat de umplutura pâna la baza coloanei (se admit valori de 1÷ 2 𝑚); h3: distanta dintre doua straturi de umplutura (se admit valori de 0.5÷ 1 𝑚). Se alege: h1=1.25 m; h2=1.5 m;
h3=0.75 m;
Inaltimea finala a coloanei este Hc=1.25+1.5+(5-1)*0.75+25.97=31.72 m 35
3.2.4. Calculul dimensiunilor racordurilor absorberului Absorberul este prevazut cu racorduri pentru intrare si iesire gaz, intrare si iesire lichid. Diametrele racordurilor se determina din ecuatia debitului de fluid care circula prin ele: 𝐺𝑣 =
𝜋 ∗ 𝑑𝑟2 ∗𝑤 4
Viteza de circulatie a fluidului prin racorduri se va admite din literatura de specialitate[5], si se va calcula diametrul racordului ,care pe urma va fi standardizat si recalculând viteza fluidului prin racord.
Racord intrare gaz
Conform literaturii de specialitate [5], se admite o viteza de intrare a gazului in absorber de: wgi=15 m/s; Gv=0,937 m3/s amestec gazos
𝑑𝑟 =
4 ∗ 𝐺𝑣 = 𝜋∗𝑤 𝑤𝑟𝑒𝑐 =
𝐺𝑣 ∗ 4 4 ∗ 1,019 = = 14,42 𝑚/𝑠 2 𝜋 ∗ 𝑑𝑟 3.14 ∗ 0.32
Racord iesire gaz
Admit wge=15 m/s;
Gv=0,937 m3/s;
𝑑𝑟 =
4 ∗ 𝐺𝑣 = 𝜋∗𝑤 𝑤𝑟𝑒𝑐 =
4 ∗ 1,019 = 0,294 𝑚 𝑑𝑆𝑇𝐴𝑆 = 0.3 𝑚 3.14 ∗ 15
4 ∗ 0,937 = 0.282 𝑚 𝑑𝑆𝑇𝐴𝑆 = 0.3 𝑚 3.14 ∗ 15
𝐺𝑣 ∗ 4 0,937 ∗ 4 = = 13,26 𝑚/𝑠 2 𝜋 ∗ 𝑑𝑟 3.14 ∗ 0.32
Racord intrare lichid
Admit wli=2 m/s; Lv=113.614 m3/h=0.033 m3 /s;
36
𝑑𝑟 =
4 ∗ 𝐿𝑣 = 𝜋∗𝑤 𝑤𝑟𝑒𝑐 =
4 ∗ 0.033 = 0.1449 𝑚 𝑑𝑆𝑇𝐴𝑆 = 0.15 𝑚 3.14 ∗ 2
𝐿𝑣 ∗ 4 113.614 ∗ 4 = = 1.86𝑚/𝑠 𝜋 ∗ 𝑑𝑟2 3.14 ∗ 0.152
Racord iesire lichid
Admit wle=2 m/s; Lv=114.178 m3/h=0.033m3/h;
𝑑𝑟 =
4 ∗ 𝐿𝑣 = 𝜋∗𝑤 𝑤𝑟𝑒𝑐 =
Nr. crt
Denumire racord
1
4 ∗ 0.033 = 0.1449 𝑚 𝑑𝑆𝑇𝐴𝑆 = 0.15 𝑚 3.14 ∗ 2
𝐿𝑣 ∗ 4 0.033 ∗ 4 = = 1.86 𝑚/𝑠 𝜋 ∗ 𝑑𝑟2 3.14 ∗ 0.152 Diametru [m]
Viteza fluidului [m/s]
Calculat
STAS
Admisa
Recalculata
Racord intrare gaz
0.294
0.3
15
14.4
2
Racord iesire gaz
0.282
0.3
15
13.2
3
Racord intrare lichid
0.1449
0.15
2
1.86
4
Racord iesire lichid
0.1449
0.15
2
1.86
Tabelul 3: Dimensiunile racordurilor absorberului
3.2.5. Caculul masei absorberului Mcol=Mumplutura + Mmat.col. + Mel.aux. 𝑀𝑢𝑚𝑝𝑙 = 𝑉𝑢𝑚𝑝𝑙 ∗ 𝑚𝑠𝑝 =
𝜋 ∗ 𝐷𝑐2 3.14 ∗ 1.642 ∗ 𝐻𝑢 ∗ 𝑚𝑠𝑝 = ∗ 25.97 ∗ 532 = 71178.59 𝑘𝑔 4 4
𝑀𝑚𝑎𝑡 .𝑐𝑜𝑙 . = 𝑀𝑡𝑜𝑙𝑒𝑖 + 2 ∗ 𝑀𝑐𝑎𝑝𝑎𝑐 = 𝑉𝑡𝑜𝑙𝑒𝑖 ∗ 𝜌𝑜𝑡𝑒𝑙 + 2 ∗ 𝑉𝑐𝑎𝑝𝑎𝑐 ∗ 𝜌𝑜𝑡𝑒𝑙 𝑉𝑡𝑜𝑙𝑒𝑖 = 𝐴𝑙 ∗ 𝛿𝑡𝑎𝑏𝑙 𝑎 = 𝜋 ∗ 𝐷𝑐 ∗ 𝐻𝑐 ∗ 𝛿𝑡𝑎𝑏𝑙 𝑎 = 3.14 ∗ 1.64 ∗ 31.722 ∗ 6 ∗ 10−3 = 0.98𝑚3 𝛿𝑡𝑎𝑏𝑙 𝑎 − 𝑔𝑟𝑜𝑠𝑖𝑚𝑒𝑎 𝑡𝑎𝑏𝑙𝑒𝑖 5 ÷ 7 𝑚𝑚 , 𝑠𝑒 𝑎𝑙𝑒𝑔𝑒 𝛿𝑡𝑎𝑏𝑙 𝑎 = 6 𝑚𝑚;
37
𝑉𝑐𝑎𝑝𝑎𝑐 =
𝜋 ∗ 𝐷𝑐2 3.14 ∗ 1.642 ∗ 𝛿𝑡𝑎𝑏𝑙 𝑎 = ∗ 6 ∗ 10−3 = 0.0126 𝑚3 4 4
𝑀𝑚𝑎𝑡 .𝑐𝑜𝑙 . = 0.98 ∗ 7850 + 2 ∗ 0.0126 ∗ 7850 = 7890.8 𝑘𝑔 δotel=7850 kg/m3
[5]; 𝑀𝑒𝑙 .𝑎𝑢𝑥 . =
1 ∗ 𝑀𝑢𝑚𝑝𝑙 + 𝑀𝑚𝑎𝑡 .𝑐𝑜𝑙 . = 790 𝑘𝑔 100
𝑴𝒄𝒐𝒍 = 71178.59 + 7890.8 + 790 = 79860.07 𝑘𝑔 = 79,860 𝒕
3.2.7
Fisa tehnica a aparatului
1. Denumirea aparatului : Coloana de absorbtie 2. Pozitia de functionare : Verticala 3.Utilizare : Separarea SO2 dintr-un amestec gazos uscat prin absorbtie – desorbtie, folosind ca absorbant apa 4. Functionare : Aparat tip coloana cu umplutura cu functionare continua ,cu circulatia in contracurent a celor doua faze,gazoasa si lichida 5. Dimensiuni de gabarit : Dc=1.64[m]; Hu =25.97 ;Hc=31.7[m]; Mt=79.664 [t]. 6. Conexiuni : Prevazut cu 4 racorduri – intrare/iesire gaz dr=0.300 [m] - intrare/iesire lichid dr= 0.150 [m] 7. Materiale de constructie : Coloana - OLC 37 Umplutura – Inele Rasching 25x25x3 - distribuite in 4 straturi 8.Numar de bucati:1
38
3.3. Dimensionarea coloanei de desorbtie Dimensionarea coloanei de desorbtie se face in mod asemanator cu dimensionarea coloanei de absorbtie. In continuare se va admite o coloana de desorbtie având aceleasi dimeniuni ca si absorberul: Dc=1.64 m Hc=31.72 m Hu=25.97 m 3.3.1. Calculul necesarului de abur la desorbtie Cantitatea de abur necesara la desorbtie se determina din bilantul termic scris pentru desorber. Qintrat=Qiesit Qabur+Qsol.sulf.=QSO2+Qabur antr.+Qdesorbtie+Qabs. regenerat+condens
Figura 4: Schema bilantului termic pentru desorber
Intrari: Qabur=Gmabur*Iabur Qabur = Gmabur*2679*103
Iabur=2679*103 J/kg - entalpia aburului [5];
Qsol=Gmsol.sulf.*Cpsol*Tintrare 39
Tintrare=600C=333 K Cpsol=CpA*xA+(1-xA)*CpB, unde A – SO2, B – H2O; 𝑋
𝑥𝐴 = 𝑥𝐴𝑓 = 1+𝑋𝑓 = 0.00649 𝑓
𝑘𝑔 𝑆𝑂2 𝑘𝑔 []𝑙
;
0
60 𝐶 𝐶𝑝𝐴 = 𝐶𝑝𝑆𝑂 = 0.363 ∗ 4186 = 1519.518 𝐽/(𝑘𝑔 ∗ 𝑔𝑟𝑎𝑑) [3]; 2 0
60 𝐶 𝐶𝑝𝐵 = 𝐶𝑝𝐻 = 4180 𝐽/(𝑘𝑔 ∗ 𝑔𝑟𝑎𝑑); [5] 2𝑂
Cpsol=1519.518*0.00649+(1-0.00649)*4180=4217.01 J/kg*grad; Qsol=119725.3*4217.01*(273+60)=1.682*1011 J/h Gmsol.sulf.=119725.3 kg/h
Iesiri: 𝑸𝑺𝑶𝟐 = 𝑀𝑚𝑆𝑂 2 ∗ 𝐶𝑝𝑆𝑂 2 ∗ 𝑇𝑖𝑒𝑠𝑖𝑟𝑒
Tiesire=1000C=373 K; 𝐺𝑚𝑆𝑂 2 = 777.72 𝑘𝑔/; (vezi 3.1.2) 𝐶𝑝𝑆𝑂 2 = 𝑎 + 𝑏 ∗ 𝑡 + 𝑐 ∗ 𝑡 2 , 𝑢𝑛𝑑𝑒 𝑎 = 32.29, 𝑏 = 22.2 ∗ 10−3 , 𝑐 = −3.48 ∗ 10−6 ; [3] t=373 K; 𝐶𝑝𝑆𝑂 2 = 32.29 + 22.2 ∗ 10−3 ∗ 373 − 3.48 ∗ 10−6 ∗ 3732 = 40.086
𝐽 40.086 = 𝑚𝑜𝑙 ∗ 𝐾 64 ∗ 10−3
𝐶𝑝𝑆𝑂 2 = 626.34 𝐽/(𝑘𝑔 ∗ 𝐾) 𝑸𝑺𝑶𝟐 = 777.72 ∗ 626.34 ∗ 373 = 1.816 ∗ 108 𝐽/
Qabur antrenare=Gmabur antrenare*Iabur
Se stie ca un volum de abur antreneaza 1.5 volume de SO2. 𝐺𝑚𝑎𝑏𝑢𝑟
𝑎𝑛𝑡𝑟𝑒𝑛𝑎𝑟𝑒
0
100 𝐶 𝜌𝑆𝑂 = 𝜌0 ∗ 2 ,𝑔
𝑇0 𝑇
=
𝐺 𝑣𝑆𝑂 2 1.5
777.72
∗ 𝜌𝑎𝑏𝑢𝑟 = 2.091∗1.5 ∗ 0.597 = 148.032 𝑘𝑔 273
= 2.857 ∗ 373 = 2.091 𝑘𝑔 𝑚3 ;
ρabur=0.597 kg/m3 [3]; Qabur antrenare=148.032 *2679*103=3.96*108 J/h
Qdesorbtie= -qdizolvare*𝑁𝑆𝑂2 = 559877.5 ∗ 777.72 = 4.354 ∗ 108 𝐽/
qdizolvare=559877.5 J/kg 40
Qabs. regenerat+condens=(L+Gmabur-Gmabur antrenare)*𝐶𝑝𝐻2 𝑂 ∗ 𝑇𝑖𝑒𝑠𝑖𝑟𝑒
Qabs. regenerat+condens= (118947.58+Gmabur-148.032) * 1.01* 4186* (100+273) = =(118947.58+Gmabur)*1576991.7
Qp=K*Aiz*ΔTm
unde Aiz- aria izolatiei Determinarea grosimii izolatiei desorberului (δiz). 𝑞𝑝 =
𝑄𝑝 𝜆𝑖𝑧 = 𝛼𝑎𝑒𝑟 ∗ ∆𝑇 = ∗ ∆𝑇1 𝐴𝑖𝑧 𝛿𝑖𝑧
qp – flux termic specific [W/m2]; αaer – coeficient de transfer termic de partea aerului (in hale) [W/m2*K]; λiz – conductivitatea termica a materialului din care e confectionata izolatia [W/m*K];
Figura 5: Variatia temperaturii in perete si stratul de izolatie al desorberului
Pentru calculul grosimii izolatiei se fac urmatoarele presupuneri: - Pentru Tp2 se impun valori cuprinse in intervalul 40-500C. Se admite Tp2=450C; - T2 reprezinta temperatura medie anuala având valori de 16-180C. Se admite T2=170C. ΔT=Tp2-T2=45-17=280C; ΔT1=T1-Tp2=100-45=550C;
41
Pentru calculul pierderilor de caldura ale aparaturii care se gaseste in spatii inchise, la temperaturi ale suprafetelor pâna la 1500C se utilizeaza formula aproximativa de mai jos: α=9.74+0.07*Δt
[5]
α – coeficientul total de transmitere a caldurii [W/m2*K]; Δt – diferenta de temperatura dintre suprafata aparatului si aerul inconjurator [K]. Δt=ΔT=280C; α=9.74+0.07*28=11.7 J/s*m2*K; Ca material din care sa fie confectionata izolatia, solutii bune sunt vata de sticla sau sovelitul. Sa ales sovelitul ,pentru care conductivitatea termica are valoarea: λiz=0.098 W/m*K. [5] 11.7 ∗ 28 =
0.098 𝛿 𝑖𝑧
∗ 55 𝛿𝑖𝑧 =
0.098∗55 11.7∗28
= 0.0165 𝑚
Daca δiz<20 mm, din motive de executie a izolarii se admite δiz=20-50 mm. Se va admite, in continuare δiz=25 mm. Diametrul coloanei de desorbtie, impreuna cu izolatia va fi: Diz=Dc+2* δiz=1.64+2*0.025=1.69 m 𝑨𝒊𝒛 = 𝜋 ∗ 𝐷𝑖𝑧 ∗ 𝐻𝑐 + 𝑲 = 𝛿 𝑖𝑧 𝜆 𝑖𝑧
1 +
1
1
𝛼 𝑎𝑒𝑟
= 25 ∗10 −3
1 + 0.098 11 .7
2 ∗ 𝜋 ∗ 𝐷𝑖𝑧2 2 ∗ 3.14 ∗ 1.692 = 3.14 ∗ 1.69 ∗ 31.72 + = 172.86 𝑚2 4 4
= 2.936 𝑊 𝑚2 ∗ 𝐾 ;
ΔTm=ΔT1+ΔT=28+55=830C; Qp=2.936*172.86*83=1.516*108 J/h; Qintrat=Qiesit Gmabur*2679*103+1.682*1011=1.816*108+3.965*108+4.354*108+1.516*108+ (118799.54+Gmabur)*1576991.78 Gmabur*(2679*103-1576991.78)=2..31*1010 Gmabur=18429.9 kg/h=5.119 kg/s Indicele de utilizare a aburului:
42
𝑰=
𝑘𝑔 𝑎𝑏𝑢𝑟 18429 = = 𝟐𝟑. 𝟔𝟗 𝑘𝑔 𝑆𝑂2 𝑜𝑏𝑡𝑖𝑛𝑢𝑡 777.72
3.3.2. Calculul conexiunilor desorberului Diametrele racordurilor desorberului se calculeaza cu ecuatia debitului de fluid care circula prin ele: 𝐺𝑣 =
𝜋 ∗ 𝑑𝑟2 ∗𝑤 4
La calculul dimensiunilor racordurilor desorberului se va proceda in mod asemanator determinarii dimensiunilor racordurilor pentru absorber.
Racord intrare abur
Admit wiabur=30 m/s; 𝐺𝑣 𝑎𝑏𝑢𝑟 =
𝑑𝑟 =
4 ∗ 𝐺𝑣 𝑎𝑏𝑢𝑟 = 𝜋∗𝑤
18429
𝐺𝑣 𝑎𝑏𝑢𝑟 ∗ 4 30870.9 ∗ 4 = = 30.34 𝑚/𝑠 2 𝜋 ∗ 𝑑𝑟 3600 ∗ 3.14 ∗ 0.62
Racord iesire abur antrenare + SO2
Admit weabur=20 m/s; 𝐺𝑣 = 𝐺𝑣 𝑎𝑏𝑢𝑟
𝑑𝑟 =
4 ∗ 𝐺𝑣 = 𝜋∗𝑤
= 30870.98 𝑚3
4 ∗ 30870.9 = 0.603 𝑚 𝑑𝑆𝑇𝐴𝑆 = 0.6 𝑚 3600 ∗ 3.14 ∗ 35 𝑤𝑟𝑒𝑐 =
0.597
𝑎𝑛𝑡𝑟𝑒𝑛𝑎𝑟𝑒
+ 𝐺𝑣 𝑆𝑂2 =
148.03 0.597
+
777.72 2.091
= 619.9 𝑚3 /;
4 ∗ 619.9 = 0.104 𝑚 𝑑𝑆𝑇𝐴𝑆 = 0.1 𝑚 3600 ∗ 3.14 ∗ 20 𝑤𝑟𝑒𝑐 =
𝐺𝑣 ∗ 4 619.9 ∗ 4 = = 21.93 𝑚/𝑠 𝜋 ∗ 𝑑𝑟2 3600 ∗ 3.14 ∗ 0.12
Racord intrare solutie sulfuroasa
Admit wisol=0.7 m/s; 𝐿𝑣 = 𝐿𝑣 𝑆𝑂2 + 𝐿𝑣 𝐻2 𝑂 =
777.72 1264
+
43
118947 .58 983
= 121.61 𝑚3 ;
0
60 𝐶 𝜌𝑆𝑂 = 1264 𝑘𝑔 𝑚3 ; 2𝑙
𝑑𝑟 =
4 ∗ 𝐿𝑣 = 𝜋∗𝑤
4 ∗ 121.61 = 0.24 𝑚 𝑑𝑆𝑇𝐴𝑆 = 0.25 𝑚 3600 ∗ 3.14 ∗ 0.7 𝑤𝑟𝑒𝑐 =
𝐿𝑣 ∗ 4 121.61 ∗ 4 = = 0.688 𝑚/𝑠 𝜋 ∗ 𝑑𝑟2 3600 ∗ 3.14 ∗ 0.252
Racord iesire absorbant regenerat+condens
Admit weabs=0.7 m/s; Lm=L+Gmabur - Gmabur antrenare=118947.52 +18429.98-148.03=137229.528 kg/h
𝑑𝑟 =
4 ∗ 𝐿𝑣 = 𝜋∗𝑤
4 ∗ 137229.528 = 0.251 𝑚 𝑑𝑆𝑇𝐴𝑆 = 0.25 𝑚 3600 ∗ 3.14 ∗ 0.7 ∗ 958 𝑤𝑟𝑒𝑐 =
𝐿𝑣 ∗ 4 137229.528 ∗ 4 = = 0.81𝑚/𝑠 2 𝜋 ∗ 𝑑𝑟 3600 ∗ 3.14 ∗ 0.252 ∗ 958
0
𝐶 𝜌𝐻100 = 958 𝑘𝑔 𝑚3 [5] 2 𝑂,𝑙
Nr. crt
Denumire racord
1
Diametru [m]
Viteza fluidului [m/s]
Calculat
STAS
Admisa
Recalculata
Racord intrare abur
0.603
0.6
30
30.04
2
Racord iesire abur+SO2
0.104
0.1
20
21.93
3
Racord intrare solutie sulfuroasa Racord iesire absorbant regenerat+condens
0.24
0.25
0.7
0.688
0.251
0.25
0.7
0.81
4
Tabelul 4: Dimensiunile racordurilor desorberului
44
3.3.3.Fisa tehnica a desorberului 1. Denumirea aparatului : Coloana de desorbtie 2. Pozitia de functionare : Verticala 3. Utilizare: Desorbtie SO2 prin stripare directa cu abur.La blazul coloanei se obtine condensat si absorbant care se recircula in proces iar la varful coloanei se obtine faza gazoasa (SO2 + H2O )g 4. Functionare : Alimentarea cu solutia sulfuroasa preincalzita se face pe la vârful coloanei iar pe la baza acesteia se face alimentarea cu aburul folosit pentru desorbtie. Transferul de substanta are loc pe suprafata peliculei de lichid care se formeaza pe corpurile de umplere, intre lichid si gaze.Functionare continua cu circulatia in contracurent a celor doua faze 5. Dimensiuni de gabarit Dc=1.64[m]; Hu =25.97 ;Hc=31.7[m]; Mt=79.664 [t] 6. Conexiuni : Prevazut cu 4 racorduri - intrare solutie sulfuroasa dr =0.25 [m] - intrare abur stripare dr =0.6 [m] - iesire SO2 si abur antrenare dr = 0.1 [m] - iesire condens si absorbant dr =0.25 [m]
7. Materiale de constructie : Coloana - OLC 37 Umplutura – Inele Rasching 25x25x3 - distribuite in 4 straturi 8.Numar de bucati: 1
45
3.4. Dimensionarea recuperatorului de caldura Aparatele termice folosite in industria chimica se numesc schimbatoare de caldura si sunt recuperatoare, care fac schimbul de caldura intre fluidul cald si fluidul rece, printr-un perete despartitor, in regim stationar (permanent) si regeneratoare, in regim nestationar, in care schimbul de caldura se face prin intermediul unui solid care inmagazineaza caldura de la fluidul cald si cedeaza apoi fluidului rece. Majoritatea schimbatoarelor de caldura sunt aparate in care sunt delimitate doua spatii pentru circulatia celor doua substante participante la schimbul de caldura de un perete despartitor (suprafata de transmitere a caldurii). Uneori suprafata despartitoare nu exista, schimbul de caldura intre substante facandu-se prin contactdirect. Recuperatoarele de caldura pot fi grupate dupa configuratia suprafetelor de transfer termic astfel: cu serpentina, tubulare cu tevi coaxiale, spiarale, cu placi, cu tevi cu aripioare, multitubulare cu fascicul de tevi in manta. Acestea din urma sunt cele mai raspândite in industria chimica.
Figura 6. Schimbator de caldura multitubular
Schimbatoarele de caldura multitubulare cu fascicul de tevi in manta(3) sunt alcatuite din spatiu intra(si intertubular fiind constituite dintr-un fascicul de tevi(5) dispuse circular sau hexagonal, fixate etans la capete in câte o placa tubulara(2,6), intregul fascicul fiind introdus intr-o manta cilindrica, iar placile tubulare fiind acoperite cu capace bombate. In capace si in manta se gasesc racordurile pentru intrarea si iesirea fluidelor. Astfel prin tevi va circula fluidul mai cald, cu debit mai mic, cu vascozitatea mai mica, cu presiune mai mare (evitând astfel ingrosarea mantalei), cel care formeaza cruste, depuneri cocs, cristale, 46
etc., lichidul corosiv (pentru a feri mantaua de coroziune), iar printre tevi va circula fluidul cu vascozitatea mai mare, gazele, vaporii.[8] 3.4.1. Calculul suprafetei de transfer termic
Figura 7: Recuperatorul de caldura Aria de transfer termic a recuperatorului de caldura se determina din bilantul termic scris pentru acesta: Qschimbat=K*A*ΔTm 𝐴 =
𝑄𝑠𝑐 𝑖𝑚𝑏𝑎𝑡 𝐾∗∆𝑇𝑚
Se determina cantitatea de caldura transferata (Qschimbat) si se intocmeste diagrama temperaturilor din care se va calcula forta motrice a procesului,temperatura medie logaritmica ΔTm. Pentru aceasta este necesara determinarea temperaturi agentului de incalzire la iesirea din schimbatorul de caldura (T1f). Bilantul termic pentru recuperatorul de caldura: Qcedat=Qprimit+Qpierderi Qcedat=Gm abs. regenerat+condens*Cp H2O*ΔT1=137229.52*1.01*4186*(100-T1f) Qprimit=Gm sol. sulfuroasa*Cp*ΔT2 Cp se determina la temperatura medie din spatiul intratubular al schimbatorului de caldura. 𝑇2 𝑚𝑒𝑑 =
𝑇2𝑖 + 𝑇2𝑓 30 + 60 = = 450 𝐶 2 2
Cpsol=CpA*xA+(1-xA)*CpB, unde A – SO2, B – H2O; 𝑋
𝑥𝐴 = 𝑥𝐴𝑓 = 1+𝑋𝑓 = 0.00649 𝑓
𝑘𝑔 𝑆𝑂2 𝑘𝑔 []𝑙
0
𝐶𝑝45𝐻2𝐶𝑂 = 0.998 𝑘𝑐𝑎𝑙 𝑘𝑔 ∗ 𝐾 [3] 47
0
𝐶𝑝45𝑆𝑂𝐶2 = 0.347 𝑘𝑐𝑎𝑙 𝑘𝑔 ∗ 𝐾[3] 0
𝐶𝑝45𝑆𝑂𝐶2 = 0.347 ∗ 4186 ∗ 0.00649 + 1 − 0.00649 ∗ 0.998 ∗ 4186 = 4159.92 𝐽 𝑘𝑔 ∗ 𝐾 ; Qprimit=119725.308*4159.37*(60-30)=1.494*1010 J/h; Pierderile de caldura se vor considera 3% din caldura cedata. 5.80*108*(100-T1f)=1.494*1010+0.03*5.8*108*(100-T1f) (100- T1f)= 26.55 T1f=73.450C Qcedat=137229.101*1.01*4186*(100-73.45)=1.54*1010 J/h=4.27*106 J/s Se construieste diagrama temperaturilor
Figura 8: Diagrama temperaturilor pentru recuperatorul de caldura Din diagrama
ΔTmax=73.45-30=43.450C ∆𝑻𝒎 =
ΔTmin=100-60=400C
∆𝑇𝑚𝑎𝑥 − ∆𝑇𝑚𝑖𝑛 43.45 − 40 = = 41.7 𝐾 ∆𝑇𝑚𝑎𝑥 43.45 𝑙𝑛 ∆𝑇 𝑙𝑛 40 𝑚𝑖𝑛
Determinarea coeficientului global de transfer termic: 𝐾=
1 1 𝛼1 +
𝑛 𝑖=1
𝛿𝑖 1 +𝛼 𝜆𝑖 2
48
(3.44)
Rezistenta termica opusa transferului este formata din : rezistenta opusa de stratul de rugina, stratul de fier sulfuros si rezistenta opusa de peretele tevilor schimbatorului de caldura confectionat din otel.
𝐾=
1 (3.45) 1 𝛿𝑟 𝛿𝑡 𝛿𝑓 1 𝛼1 + 𝜆𝑟 + 𝜆𝑡 + 𝜆𝑓 + 𝛼2
δr, λr – grosimea si respectiv conductivitatea termica a stratului de rugina; δt, λt – grosimea si respectiv conductivitatea termica a peretelui tevilor din otel; δf, λf – grosimea si respectiv conductivitatea termica a stratului de fier sulfuros; α1, α2 – coeficienti partiali de transfer termic de partea fluidului mai cald (apa) si respectiv de partea fluidului mai rece (solutia sulfuroasa). Coeficientii partiali de transfer termic α1, α2 se calculeaza cu ajutorul ecuatiilor criteriale. Deoarece aceste ecuatii presupun utilizarea temperaturilor Tp1 si Tp2 ,de pe o fata si cealalta a peretelui dintre cele doua fluide, aceste temperaturi nu se cunosc si trebuie determinate. Astfel, K se va calcula prin incercari succesive utilizând metoda a fluxurilor termice specifice ,care este bazata pe proprietatea fluxurilor termice specifice de a varia aproape liniar cu temperatura ,pe un interval de variatie mic a acesteia. Metoda fluxurilor termice specifice Ecuatia calduri transferate se poate scrie: 𝐴∗(𝑇𝑝 1 −𝑇𝑝 2 )
Q=K*A*ΔTm=α1*A*(T1-Tp1)=
𝛿𝑖 𝑛 𝑖=1 𝜆 𝑖
= 𝛼2 ∗ 𝐴 ∗ (𝑇𝑝2 − 𝑇2 );
𝑄
A=constant 𝑞 = 𝐴
(𝑇𝑝 1 −𝑇𝑝 2 )
q=K*ΔTm=α1*(T1-Tp1)=
𝛿𝑖 𝑛 𝑖=1 𝜆 𝑖
= 𝛼2 ∗ (𝑇𝑝2 − 𝑇2 );
q=K*ΔTm; 𝑞1 = 𝛼1 ∗ (𝑇1 − 𝑇𝑝1 ) – flux termic specific cedat de fluidul cald; 𝑞𝑝 =
𝑇𝑝 1 −𝑇𝑝 2 𝛿𝑖 𝑛 𝑖=1 𝜆 𝑖
- flux termic specific transferat prin perete;
49
𝑞2 = 𝛼2 ∗ (𝑇𝑝2 − 𝑇2 ) - flux termic specific primit de fluidul rece;
In calculul fluxurilor termice specifice intervin din nou temperaturile peretelui ,Tp1 si Tp2 ,atât in ecuatiile anterioare cât si in ecuatiile criteriale de determinare a coeficientilor partiali de transfer termic α1, α2. 1) Se admit valori orientative pentru α1, α2 pe baza recomandarilor din literatura de specialitate, cu ajutorul carora se va calcula apoi K; 2) Cu K astfel calculat si α1 admis se determina Tp1 cu ajutorul relatiei de mai jos; K*ΔTm=α1*(T1-Tp1) 3) L Tp1 determinat se calculeaza α1 cu ajutorul ecutiilor criteriale si apoi q1; 4) Se egaleaza q1=qp si se determina Tp2; 5) La Tp2 calculat se determina α2 cu ecuatiile criteriale si apoi q2; 6) Daca q1≈q2 (se admite o eroare de 5%) atunci Tp1 si Tp2 au fost corect estimate si se poate determina fluxul termic specific real transferat intre cele doua fluide ca fiind media aritmetica dintre q1 si q2; 7) Daca q1 si q2 nu difera intre ele cu mai mult de un ordin de marime sunt suficiente doua iteratii. Calculul lui K se reia incepând cu punctul 1 dar admitând de aceasta data valorile lui α1 si α2 determinate anterior la punctele 3 si 5; 8) Daca diferenta dintre q1 si q2 este mai mare de un ordin de marime se repeta calculul pâna la atingerea conditiilor anterioare.
I.
Prima iteratie 1) Conform literaturii de specialitate [5]:
Pentru apa care circula prin tevi si intre tevi: α=1000...10000 W/m2*K;
Pentru diferite lichide care circula prin tevi: α=200...2000 W/m2*K;
Se admite α1=2500W/m2*K; α2=1000 W/m2*K; Se admite pentru calcul, tipul tevi prin care circula solutia sulfuroasa ca fiind teava de otel de 25x2 mm Se vor calcula apoi rezistentele opuse transferului termic[5] : 50
Pentru rugina: 𝑟𝑟 =
0.0005 1.163
Pentru fier sulfuros: 𝑟𝑓 = 𝛿
Pentru otel: 𝑟𝑡 = 𝜆 𝑡 = 𝑡
𝛿𝑖 𝑛 𝑖=1 𝜆 𝑖
= 4.31 ∗ 10−4 𝑊 𝑚2 ∗ 𝐾 0.0005 1.163
0.002 46.5
−1
= 4.31 ∗ 10−4 𝑊 𝑚2 ∗ 𝐾
= 0.43 ∗ 10−4 𝑊 𝑚2 ∗ 𝐾
= 0.000903 𝑊 𝑚2 ∗ 𝐾
−1
−1
−1
;
Se va determina acum K: 𝐾=
2) 𝑇𝑝1 =
1 1 𝛼1 +
𝛼 1 ∗𝑇1 −𝐾∗∆𝑇𝑚 𝛼1
𝑛 𝑖=1
=
𝛿𝑖 1 + 𝜆 𝑖 𝛼2
=
1 1 1 + 0.000903 + 1000 2500
2500 ∗359.72−434.21∗41.7 2500
𝑇1 =
= 434.21 𝑊 𝑚2 ∗ 𝐾
= 352.47𝐾 ≅ 800 𝐶
373 + 346.45 = 359.72 𝐾 ≅ 870 𝐶 2
3) Admit Re=10000 (intertubular); [5]𝑃𝑟87
0𝐶
= 1.7;
𝑃𝑟𝑝80
0𝐶
= 2.3;
La transmiterea caldurii prin convectie la curgerea transversala peste un fascicul de tevi netede nedecalate si pentru Re>1000 [5] 𝑁𝑢 = 0.22 ∗ 𝑅𝑒
0.65
∗ 𝑃𝑟
0.36
𝑃𝑟 ∗ 𝑃𝑟𝑝
0.25
εφ - este in functie de unghiul de atac, εφ=1 pentru un unghi de 900. Nu=98.3 𝑁𝑢 =
𝛼1 ∗ 𝑑𝑒 𝑁𝑢 ∗ 𝜆 98.3 ∗ 0.6785 ; 𝛼1 = = = 2667.86 𝑊 𝑚2 ∗ 𝐾 𝜆 𝑑𝑒 0.025
λ87H2O=0.6785 W/m*K[5]; q1= α1*(T1-Tp1)=2667.86*(87-80)=18675.02 W/m2;
51
∗ 𝜀𝜑
4) 𝑞1 = 𝑞𝑝 =
𝑇𝑝 1 −𝑇𝑝 2 𝛿𝑖 𝑛 𝑖=1 𝜆 𝑖
𝑛
𝑇𝑝2 = 𝑇𝑝1 − 𝑞1 ∗ 𝑖=1
𝛿𝑖 = 353 − 18675 ∗ 0.000903 = 336.136 𝐾 = 63.13℃ 𝜆𝑖
5) Admit Re=12000 (intratubular); 𝑇2 = [5] 𝑃𝑟 45
0𝐶
= 4;
𝑃𝑟𝑝63
0𝐶
30 + 60 = 45℃ 2
= 2.8;
La transmiterea caldurii prin convectie la curgerea turbulenta deplin dezvoltata in conducte drepte si canale (Re>10000) [5] 𝑁𝑢 = 0.021 ∗ 𝜀𝑙 ∗ 𝑅𝑒
0.8
∗ 𝑃𝑟
0.43
𝑃𝑟 ∗ 𝑃𝑟𝑝
0.25
unde εl=1; Nu= 66.04; 𝑁𝑢 =
𝛼2 ∗ 𝑑𝑖 𝑁𝑢 ∗ 𝜆 66.04 ∗ 0.641 ; 𝛼2 = = = 2015.79 𝑊 𝑚2 ∗ 𝐾 𝜆 𝑑𝑖 0.021
λ45H2O=0.6412W/m*K[5]; 𝑞2 = 𝛼2 ∗ 𝑇𝑝2 − 𝑇2 = 2015.79 ∗ 63 − 45 = 36284.22 𝑊 𝑚2 ; 1) q1≠q2 si difera cu mai mult de 5%; La cea de-a doua iteratie se vor admite valorile coeficientilor partiali de transfer termic calculati la prima. II.
A doua iteratie Se admite α1=2667.86 W/m2*K; α2=2015.79 W/m2*K; Se va determina acum K: 52
𝐾=
2) 𝑇𝑝1 =
1 1 𝛼1 +
𝑛 𝑖=1
𝛼 1 ∗𝑇1 −𝐾∗∆𝑇𝑚 𝛼1
𝛿𝑖 1 + 𝜆𝑖 𝛼2
=
=
1 1 1 2667.86 + 0.000903 + 2015.79
2667 .86∗359.72−563.72∗41.7 2667 .86
= 563.72 𝑊 𝑚2 ∗ 𝐾
= 350.9𝐾 = 77.9 ≅ 780 𝐶
3) Admit Re=10000 (intertubular); [5]𝑃𝑟 87
0𝐶
𝑃𝑟𝑝78
= 1.7;
0𝐶
= 2.1;
Nu=100.56; 𝑁𝑢 =
𝛼1 ∗ 𝑑𝑒 𝑁𝑢 ∗ 𝜆 100.56 ∗ 0.6785 ; 𝛼1 = = = 2729.19 𝑊 𝑚2 ∗ 𝐾 𝜆 𝑑𝑒 0.025
q1= α1*(T1-Tp1)= 2729.19*(87-77.9)=24835.63 W/m2; 4) 𝑞1 = 𝑞𝑝 =
𝑇𝑝 1 −𝑇𝑝 2 𝛿𝑖 𝑛 𝑖=1 𝜆 𝑖
𝑛
𝑇𝑝2 = 𝑇𝑝1 − 𝑞1 ∗ 𝑖=1
𝛿𝑖 = 351 − 24562.78 ∗ 0.000903 = 328.81 𝐾 = 55.81 ≅ 560 𝐶 𝜆𝑖
5) Admit Re=13000 (intratubular); [5]𝑃𝑟 45
0𝐶
= 4;
𝑃𝑟𝑝56
0𝐶
= 3.1;
Nu= 74.49 𝑁𝑢 =
𝛼2 ∗ 𝑑𝑖 𝑁𝑢 ∗ 𝜆 74.49 ∗ 0.641 ; 𝛼2 = = = 2273.85 𝑊 𝑚2 ∗ 𝐾 𝜆 𝑑𝑖 0.021
𝑞2 = 𝛼2 ∗ 𝑇𝑝2 − 𝑇2 = 2273.85 ∗ 55.81 − 45 = 24580.31 𝑊 𝑚2 ; 6) q1 ≅ q2 si difera cu mai putin de 5%, deci Tp1 si Tp2 au fost corect estimate si se poate determina fluxul termic specific real transferat intre cele doua fluide
Pentru determinarea Tp1real si a fluxului termic specific real qr : se reprezinta grafic la scara variatia fluxului termic specific q1 prin stratul limita termic de partea fluidului cald in functie de temperatura peretelui Tp1 si variatia fluxului termic specific q2 prin stratul limita termic de partea fluidului rece in functie de aceeasi temperatura. 53
Se noteaza: q1, q2: valorile fluxurilor termice specifice la Tp1 (determinate la prima iteratie); 𝑞1′ , 𝑞2′ : valorile fluxurilor termice specifice la Tp2 (determinate la a doua iteratie).
Tp1 Tp1'
T 80 78
q1 q2 18675.02 36284.2 24835.63 24580
Tabelul 5
Graficul 7.Variatia fluxului termic specific cu Tp1
54
Graficul 8 .Determinarea fluxului termic specific real si a temperaturii peretelui Tp1real Din graficul de variatie a fluxului termic specific : qr=24750 W/m2 si Tp1 real=78.030C 𝑞𝑟 = 𝐾 ∗ ∆𝑇𝑚 𝐾 =
𝑞𝑟 =
𝑞𝑟 24750 = = 593.52 𝑊 𝑚2 ∗ 𝐾 ∆𝑇𝑚 41.7
𝑄𝑠𝑐 𝑄𝑠𝑐 4.27 ∗ 106 𝐴= = = 172.52 𝑚2 𝐴 𝑞𝑟 24750
Se va alege din literatura un schimbator de caldura având aria apropiata de cea calculata mai sus [5]. S-a ales un schimbator de caldura cu 2 treceri, având urmatoarele caracteristici: Dmanta=1000 mm;
A=181 m2;
dt=25×2 mm;
nt=792 tevi;
Lt=3 m;
pt=32 mm;
Ȋn continuare se va verifica daca acest schimbator de caldura asigura transferul termic necesar.
55
Determinarea lui α1 (spatiul intertubular): Gv=0.039m3/s absorbant regenerat + condens; 𝑆=
2 −𝑛 ∗𝑑 2 ) 𝜋∗(𝐷𝑚 𝑡 𝑒
4 𝐺𝑣
𝑤=
𝑆
=
3.14∗(12 −792∗0.025 2 ) 4
= 0.396𝑚2 ;
0.039
= 0.396 = 0.098 𝑚 𝑠;
[5]𝜌𝐻87℃ = 967 𝑘𝑔 𝑚3 2𝑂 [5] 𝜂𝐻87℃ = 327 ∗ 10−6 𝑃𝑎 ∗ 𝑠 2𝑂 𝜌∗𝑤 ∗𝑑 𝑒
𝑅𝑒 =
𝜂
=
967∗0.098∗0.025 327∗10 −6
𝑁𝑢 = 0.22 ∗ 𝑅𝑒 𝜶𝟏 =
𝑁𝑢 ∗𝜆
=
𝑑𝑒
0.65
79.72∗0.6785 0.025
= 7245.1;
∗ 𝑃𝑟
0.36
𝑃𝑟 ∗ 𝑃𝑟𝑝
0.25 0.65
∗ 𝜀𝜑 = 0.22 ∗ 7245.1
= 2163.73 𝑊 𝑚2 ∗ 𝐾 ;
Determinarea lui α2 (spatiul intratubular): Gv=0.0337 m3/s; 𝑆=
𝜋∗𝑛 𝑡 ∗𝑑 𝑖2
𝑤=
4∗4 𝐺𝑣 𝑆
=
3.14∗792∗0.0212 16
= 0.0685 𝑚2 ;
0.0337
= 0.0685 = 0.4919 𝑚 𝑠 ;
𝜌𝐻452 𝑂 = 990 𝑘𝑔 𝑚3 𝜂𝐻452 𝑂 = 603 ∗ 10−6 𝑃𝑎 ∗ 𝑠 Calculul densitatii solutiei sulfuroase se va folosi relatia urmatoare: 1 𝜌 𝑎𝑚
𝑥
𝑥
= 𝜌1 + 𝜌2 [5] 1
x1, x2: fractii masice: x1=0.00649 kg SO2/kg []l; x2=1-x1=0.9935kg H2O/kg []l;
56
2
0.36
∗ 1.7
1.7 ∗ 2.3
0.25
= 79.72
45 𝜌𝑆𝑂 = 1311.25 𝑘𝑔 𝑚3 ; [3] 2𝑙
1 𝑥1 𝑥2 0.00649 0.9935 = + = + 𝜌𝑎𝑚 = 991.58 𝑘𝑔 𝑚3 𝜌𝑎𝑚 𝜌1 𝜌2 1311.25 990 𝑅𝑒 =
𝜌∗𝑤 ∗𝑑 𝑒 𝜂
=
991.58∗0.4919∗0.021 603∗10 −6
𝑁𝑢 = 0.021 ∗ 𝜀𝑙 ∗ 𝑅𝑒 𝛼2 =
0.8
∗ 𝑃𝑟
= 16986.62 >10000, regim turbulent
0.43
𝑃𝑟 ∗ 𝑃𝑟𝑝
0.25 0.8
== 0.021 ∗ 1 ∗ 16986.62
0.43
∗4
4 ∗ 3.1
0.25
= 98.37
𝑁𝑢 ∗ 𝜆 98.37 ∗ 0.641 = = 3002.62 𝑊 𝑚2 ∗ 𝐾 ; 𝑑𝑖 0.021 Se va putea determina acum valoarea coeficientului total de transfer termic, K: 𝑲=
1 1 𝛼1 +
𝑛 𝑖=1
𝛿𝑖 1 + 𝜆𝑖 𝛼2
=
1 1 1 + 0.000903 + 2163.73 3002.62
= 588.85 𝑊 𝑚2 ∗ 𝐾
Acum se va putea determina aria de transfer termic având noua valoare pentru K: 𝑄𝑠𝑐 4.27 ∗ 106 𝑨= = = 173.89 𝑚2 𝐾 ∗ ∆𝑇𝑚 588.85 ∗ 41.7 Se va calcula excesul ariei schimbatorului de caldura ales fata de aria necesara de transfer termic care s-a obtinut prin calcul: 𝐸=
181 − 173.89 ∗ 100 = 3.92% 181
Schimbatorul de caldura ales asigura transferul termic necesar si nu este supradimensionat pentru acesta. 3.4.2. Calculul numarului de tevi, a lungimii lor si a diametrului recuperatorului Acest calcul nu mai este necesar intrucât s-a ales un schimbator de caldura cu caracteristici stabilite si s-a verificat ca acesta asigura transferul termic necesar, si deci caracteristicile finale ale schimbatorului sunt: nt=792tevi; Lt=3 m; Dm=1 m; Lungimea totala a schimbatorului de caldura este: Lsch=Lt+2*lc lc – lungimea capacului; 57
Se impune urmatoarea conditie, pentru operarea in siguranta a utilajului prin evitarea loviturilor de berbec cauzate de viteze de curgere diferite in tevi si capace.Astfel ca: viteza in tevi ≈ viteza in capace 𝑆=
𝜋 ∗ 𝐷𝑚 𝜋 ∗ 𝑑𝑖2 0.0212 ∗ 792 ∗ 𝑙𝑐 = ∗ 𝑛𝑡 𝑙𝑐 = = 0.355 𝑚 2 4 2∗1
Lsch=3+2*0.355=3.71 m 3.4.3. Calculul racordurilor recuperatorului de caldura
Racord intrare solutie sulfuroasa
Acest racord are aceleasi dimensiuni cu racordul pentru iesirea solutiei sulfuroase din absorber.
Racord iesire solutie sulfuroasa
Acest racord are aceleasi dimensiuni cu racordul pentru intrarea solutiei sulfuroase in desorber .
Racord intrare absorbant regenerat + condens
Acest racord are aceleasi dimensiuni cu racordul pentru iesirea absorbantului regenerat si a condensului din desorber.
Racord iesire absorbant regenerat + condens
Acest racord are aceleasi dimensiuni cu racordul pentru intrarea absorbantului regenerat si a condensului in recuperatorul de caldura.
Nr. crt
Denumire racord
1 2 3 4
Diametru [m]
Viteza fluidului [m/s]
Calculat
STAS
Admisa
Recalculata
Racord intrare solutie sulfuroasa
0.1449
0.15
2
1.86
Racord iesire solutie sulfuroasa Racord intrare absorbant regenerat+condens Racord iesire absorbant regenerat+condens
0.24
0.25
0.7
0.688
0.251
0.25
0.7
0.81
0.251
0.25
0.7
0.81
Tabelul 6: Dimensiunile racordurilor recuperatorului de caldura
58
2.4.4. Calculul masei recuperatorului de caldura MschQ=Mmat. sch. + Mtevi + Mel. aux.
Mmat. sch.=Mtolei+2*Mcapac=Vtolei*ρotel+2*Vcapac*ρotel;
Vtolei=Al*δtabla=π*Dm*Lt*δtabla=3.14*1*3*6*10-3=0.0565 m3 δtabla=5-7 mm; Aleg δtabla=6 mm; 𝑉𝑐𝑎𝑝𝑎𝑐
2 𝜋 ∗ 𝐷𝑚 3.14 ∗ 12 = ∗ 𝛿𝑡𝑎𝑏𝑙𝑎 = ∗ 6 ∗ 10−3 = 4.71 ∗ 10−3 𝑚3 4 4
ρotel=7850 kg/m3 [5]; Mmat. sch.=0.0565*7850+2*4.71*10-3*7850=517.47 kg;
Mtevi=nt*Mteava=nt*Vteava* ρotel=nt*π*de*Lt*δtabla* ρotel=
=792*3.14*0.025*3*6*10-3*7850=8784.90 kg
Mel. aux.=0.01*(Mmat. sch. + Mtevi) =0.01*(517.47+8784.9)=93.025 kg
MschQ=517.47+8784.9+93.025=9395.55 kg=9.395 t
59
3.4.5
Fisa tehnica a utilajului
1. Denumirea aparatului : Recuperator de caldura 2. Pozitia de functionare : Orizontala 3. Utilizare : Transferul de caldura de la agentul de incalzire (abur) la fluidul ce trece prin tevi(solutia sulfuroasa) 4. Functionare : prin spatiul intratubular circula solutia sulfuroasa care trebuie preincalzita iar prin spatiul intertubular circula agentul de incalzire (apa). Preincalzirea solutiei sulfuroase se face pe seama fazei lichide care rezulta in urma desorbtiei (absorbant regenerat si condens).
5. Dimensiuni de gabarit : Dm=1 m, Lt=3 m, Lsch=3.71 m, dt=25×2 mm, nt=792 tevi, A=181m2, MschQ=9.395 t
6. Conexiuni : Prevazut cu 4 racorduri - intrare solutie sulfuroasa dr =0.15 [m] - intrare condens si absorbant dr =0.25 [m] - iesire solutie sulfuroasa dr = 0.25 [m] - iesire condens si absorbant dr =0.25 [m]
7. Materiale de constructie : recuperator - OLC 37 tevi - OLC 37 8.Numar de bucati: 1
60
3.6.Calculul separatorului de picaturi Pentru separarea picaturilor de lichid(H2O) in curentul de SO2 care iese de la condensator se realizeaza intrun separator de lichid inertial care consta dintr-o incinta metalica in interiorul careia este amplasat un strat de umplutura de inele Rasching de dimensiuni mici
1 – Stratul de umplutura 2 – Corpul separatorului
Pentru evitarea antrenarii lichidului din stratul de umplutura este necesar ca unghiul format intre directia de deplasare a gazului si lichid prin separator sa fie de cel putin 900. Calculul diametrului si a grosimii umpluturii Suprafata umpluturii necesara pentru a realiza separarea picaturilor de lichid este dependenta de continutul de umiditate al gazului si de tensiunea superficiala a lichidului. Grosimea si diametrul umpluturii se determina din ecuatia debitului de faza gazoasa care strabate separatorul de picaturi.S-a ales urmatorul tip de umplutura:
Tip umplutura
Diametrul elementelor umpluturii [mm]
Suprafata specifica ζ [m2/m3]
Volumul liber Vl [m3/m3]
Diametrul Echiv. dech [m]
Nr. de corpuri intrun m3
Densitatea Umpluturii ρumpl [kg/m3]
Inele Rasching ceramice
15x15x2
330
0.7
0.009
220000
690
Tabelul 7 Se admite w = 1-2,5 [m/s] , w = 2 [m/s]
Gv
D 2 4
w fl D
Dstas 0.3m
4Gv
w fl
4 619.9 0.331[m] 2 * 3600 61
Se recalculeaza viteza: wrecalc=2.43 m/s Se calculeaza aria necesara specifica umpluturi: Au = (0,8-1,25 m2)*Gv/100 Se admite Au= [1· 619.9/100] =6.19 [m2]
Au Vu Vu
Au
6.19 0.0187[m 3 ] 330
Daca cunoastem Vu putem afla diametrul umpluturii dat fiind faptul ca aceasta are forma cilindrica :
Vu
D 2
Hu
4
Hu Hu
4Vu D 2
4 * 0.0187 0.246[m] 0.32
Fisa tehnica a utilajului 1. Denumirea aparatului : Separator de picaturi 2. Pozitia de functionare : Orizontala 3. Utilizare: Separarea fazei lichide din amestecul gazos SO2 g – H2O care provine din condensator 4. Dimensiuni de gabarit : D=0.3 m, Au =6.19 m2, Vu = 0.0187m3 ,Hu = 0.246m 5. Materiale de constructie : corp separator - OLC 37 umplutura- inele ceramice Rasching 15x15x2 6.Numar de bucati: 1
62
3.7.Calculul utilajelor de transport a fluidelor Circulatia fluidelor prin conductele si aparatele unei instalatii se poate face fie pasiv, prin cadere libera dintr-un rezervoramplasat la o inaltime convenabila, fie activ cu ajutorul pompelor. Pompele sunt de mai multe tipuri in functie de modul de constructie: aparate fara elemente mobile, pompe cu miscari alternative, pompe centrifuge, pompe rotative. Pompele pentru gaze servesc la transportul, comprimarea si – uneori – la incalzirea gazelor. Se mai numesc si ventilatoare . Transportulgazelor se face prin ridicarea presiunii acestora cu ajutorul unui rotor, prevazut cu o elice in cazul rotoarlor axiale, sau care functioneaza ca si o pompa centrifuga. Pompele pentru gaze pot fi clasificate astfel: aparate fara elemente mobile compresoare volumice cu miscari alternative (compresoare cu piston, compresoare cu diafragma) rotative (suflante) rotodinamice ventilatoare (axiale, centrifugale) turbocompresoare (axiale, centrifugale) Suflanteletransporta gazul de la intrare spre iesire prin rotirea unor elemente de tip rotor, tambur, pistoane, piese in surub), functionand ca si un compresor volumetric ce comprima gazul in interiorul masinii, sau la exterior in conducta de refulare. Un aspect important in cea ce priveste suflantele, este aliajul, ce trebuie sa fie potrivit pentru un anumit process chimic tinandu-se cont de urmatorii parametrii: debitul de gaz, presiunea totala dezvoltata, turatia rotorului, felul cuplajului, puterea motorului de actionare, dimensionarea utilajului. Desi au un randament scazut, datorita consumului redus de energie, ventilatoarele axiale sunt des utilizate in industrie in cazul instalatiilor lipsite de conducte. Pentru instalatiile ce au prvazute conducte in componenta se recomanda utilizarea ventilatoarlor centrifugale. Pentru transportul lichidelor se utilizeaza pompe care, la fel ca si in cazul gazelor, au criteri de clasificare multiple in functie de: presiune, debit si natura fluidului etc. Astfel dupa criteriul constructivfunctional, avem: dispozitive fara elemente mobile,: sifon, montejous, sifon cu aer comprimat (pompa Mammut, Gaslift), ejectoare, injectoare, aspiratoare, pulsometre; dispozitive cu miscari alternative: pompe cu piston, pompe cu plunjer, pompe diferentiale, pompe cu piston lichid, pompe cu diafragma, pompe de mâna (Allweiler); dispozitive centrifuge: pompe centrifuge simple, pompe centrifuge cu stator, pompe cu sau fara presetupa, pompe autoaspiratoare, pompe cu mai multe etaje, pompe cu impingere axiala; dispozitive rotative: pompe rotative, cicloidale, cu roti dintate, pompe cu surub, roti cu cupe. Pentru transportul lichidelor cel mai larg utilizate sunt pompele centrifuge, care transporta lichidul de la intrarea in pompa spre iesire crescand presiunea si viteza acestuia. Lichidul curge printr-un rotor care ii imprima forta centrifuga. Avantajele acestor pompe sunt: : constructie simpla si gabarit redus. dau debite uniforme, lipsesc supapele si dispozitivele de uniformizare a debitelor, nu sunt sensibile la lichide cu impuritati, se pot construi din materiale metalice sau nemetalice, debitul se poate regla prin modificarea turatiei motorului electric, pot transporta debite mari de fluid, pe distante mari. 63
O pompa centrifuga are urmatoarele componente: conducta de aspiratie, conducta de refulare, rotor, palete, canal colector (melc), carcasa, presetupa, materialul de etansare, ax. 3.7.1.Calculul puterii pompelor pentru vehicularea lichidelor Se va calcula puterea instalata a pompei care alimenteaza absorberul cu absorbant proaspat. Pi=β*Pc; β – coeficientul de siguranta al puterii, β=f(Pc); 𝑃𝑐 =
𝐺𝑣 ∗ 𝐻𝑚 ∗ 𝜌 ∗ 𝑔 𝑘𝑊 103 ∗ 𝜂𝑇
unde: Gv – debitul volumic de lichid vehiculat de pompa (m3/s); Hm – inaltimea manometrica a pompei in retea (m); ηT – randamentul total al pompei in retea; ρ – densitatea lichidului vehiculat (kg/m3); g – acceleratia gravitationala (m/s2). Mv=119.185 m3/h=0.0331 m3/s (H2O) ηT=0.4-0.7; Aleg ηT=0.6; 𝐻𝑚 =
𝑝 2 −𝑝 1 𝜌∗𝑔
𝑤2
+ ∆𝑔 + 2∗𝑔 + ∆𝑝𝑖𝑒𝑟𝑑𝑒𝑟𝑖
[5]
p2, p1 – presiunile in spatiul de refulare si respectiv in spatiul de aspiratie al pompei (Pa) Δhg – inaltimea geometrica de ridicare a pompei (m); w – viteza lichidului in conducta de refulare (m/s); p2=p1=1 atm 𝐻𝑚 = ∆𝑔 +
𝑤2 + ∆𝑝𝑖𝑒𝑟𝑑𝑒𝑟𝑖 2∗𝑔
Viteza lichidului in conducta de refulare este egala cu viteza lichidului in racordul de alimentare a absorberului cu absorbant proaspat: 𝑤 = 1.86 𝑚 𝑠
64
Δhg=Hc+Hsch+0.5+1=31.72+1+0.5+1=34.22 m; Hsch=Dm=1 m Δhpierderi=Δhf+Δhr.l.+Δhutilaj Δhutilaj=0 pentru ca pe traseul pompei nu se gaseste niciun utilaj; 𝐿
Δhpierderi=Δhf+Δhr.l= 𝜆 ∗ 𝑑 +
𝑛 𝑖=1 𝜉
𝑤2
∗ 2∗𝑔
[5]
unde d - diametrul echivalent al conductei, pentru conducte cu sectiune circulara (m); L – lungimea conductei (m); λ – coeficient de frecare in conducta, λ=f(Re, d/e); ξ – coeficient al rezistentelor locale; d= dconducta =dracord intrare lichide = 0,15 m; L=Δhg+1/2*Dabsorber =34.22+1.64/2=35.04 m 𝑅𝑒 = 𝑑𝑒 𝑒
𝜌∗𝑤 ∗𝑑 𝜂
=
996∗1.86∗0.15 804∗10 −6
= 345626;
0.15
= 1.4∗10 −3 = 107.14;
Pentru tevi de fonta, pentru apa, care au fost utilizate rugozitatea e=1.4 mm [5]. λ=f(Re, d/e)=0.0342 [5] 𝑛 𝑖=1 𝜉
= 𝜉𝑖𝑛𝑡𝑟𝑎𝑟𝑒 + 𝜉𝑖𝑒𝑠𝑖𝑟𝑒 + 3 ∗ 𝜉cot 900 + 𝜉𝑣𝑒𝑛𝑡𝑖𝑙 = 0.5 + 1 + 3 ∗ 1.1 + 4.4 = 9.2 [5];
Δhpierderi= 0.038 ∗
35.04 0.15
+ 9.2 ∗
1.86 2 2∗9.81
= 3.18 𝑚
1.862 𝑯𝒎 = 34.22 + + 3.18 = 37.57 𝑚 2 ∗ 9.81 𝑃𝑐 =
0.03310 ∗ 37.57 ∗ 996 ∗ 9.81 = 20.25 𝑘𝑊 103 ∗ 0.6
[5]β=1.2-1.15; Se admite β=1.2 65
Pi=β*Pc=1.2*20.25=24.3 kW
3.7.2. Calculul puterii suflantei folosita pentru vehicularea gazelor Se va calcula puterea suflantei care alimenteaza absorberul cu amestecul gazos initial (aer-SO2). Pi=β*Pc; unde β – coeficientul de siguranta al puterii, β=f(Pc); 𝑃𝑐 =
𝐺𝑣 ∗∆𝑝 𝑡𝑜𝑡 10 3 ∗𝜂 𝑇
𝑘𝑊
[5]
Gv – debitul volumic de gaz vehiculat de suflanta in conditiile de lucru (m3/s); Δptot – pierderea totala de presiune ce trebuie invinsa de suflanta (Pa); Gv=3670.84 m3/h=1.019 m3/s amestec gazos; Δptot=Δpd+Δpst+Δppierderi ∆𝑝𝑑 =
𝜌∗𝑤 2 2
[Pa]
unde w – viteza in racordul de alimentare a absorberului cu amestecul gazos initial (m/s); w=14.42 m/s ρ=ρ30am=1.287 kg/m3 ∆𝑝𝑑 =
1.287∗14.42 2 2
= 133.8 [Pa]
Δpst=p2-p1=0; Δppierderi=Δpf+Δpr.l.+Δputilaj 𝐿
Δpf+Δpr.l= 𝜆 ∗ 𝑑 +
𝑛 𝑖=1 𝜉
∗
𝜌∗𝑤 2 2
L=Hsch+1+1.25=3.25 m;
66
d=diametrul racordului de intrare a gazului in absorber; d=0.3 m; λ=f(Re, d/e); 𝑅𝑒 = 𝑑𝑒 𝑒
𝜌∗𝑤 ∗𝑑 𝜂
=
1.287∗14.42∗0.3 0.018∗10 −3
= 309309;
0.3
= 0.2∗10 −3 = 1500;
𝜂30aer=0.018 ∗ 10−3 𝑃𝑎 Pentru tevi din otel, trase si sudate, la coroziune neinsemnata rugozitatea are valoarea e=0.2 mm [5]. λ=f(Re, d/e)=0.0175; 𝑛 𝑖=1 𝜉
= 𝜉𝑖𝑛𝑡𝑟𝑎𝑟𝑒 + 𝜉𝑖𝑒𝑠𝑖𝑟𝑒 + 2 ∗ 𝜉cot 900 + 𝜉𝑣𝑒𝑛𝑡𝑖𝑙 = 0.5 + 1 + 2 ∗ 1.1 + 5.3 = 9; [5]
Δpf+Δpr.l= 0.0175 ∗
3.25 0.3
+9 ∗
1.287∗14.42 2 2
= 1229.63 𝑃𝑎
Δputilaj=Δpcoloana udata; Δpcoloana udata=K* Δpcoloana uscata; K – coeficient care depinde de natura umpluturii si de un parametru de stropire (A); 𝐻𝑢
∆𝑝𝑐𝑜𝑙 .𝑢𝑠𝑐𝑎𝑡𝑎 = 𝜆 ∗ 𝑑 𝑑𝑒𝑐 = 𝑤=
𝑤𝑓 𝜀
4∗𝜀 𝜆
=
=
4∗0.74 204
0.482 0.74
𝑒𝑐
∗
𝜌∗𝑤 2 2
[5]
= 0.0145 𝑚;
= 0.652 𝑚/𝑠;
λ=f(Re); 𝑅𝑒 =
𝜌∗𝑤 ∗𝑑 𝑒𝑐 𝜂
=
1.289∗0.652∗0.0145 0.018∗10 −3 16
= 675.96 > 40, rezulta un regim turbulent; 16
[5] Pentru Re>40 => 𝜆 = 𝑅𝑒 0.2 = 675.960.2 = 4.346 ∆𝑝𝑐𝑜𝑙 .𝑢𝑠𝑐𝑎𝑡𝑎
25.972 1.287 ∗ 0.6522 = 4.346 ∗ ∗ = 2129.46 𝑃𝑎 0.0145 2
67
𝐾 = 1 − 1.65 ∗ 10
𝐴 = 3∗
𝑞𝑙 𝜌𝑙
2
−10
𝜆 ∗ −𝐴 𝜀
−3
1 3
𝜆 𝑏𝑙 ∗ 3∗ 𝜀 2∗𝑔
ql – debit masic specific al lichidului umectant raportat la sectiunea goala a coloanei
(kg/m2*s);
bl – coeficient adimensional care se estimeaza in functie de criteriul Re pentru curgerea lichidului; 𝑏𝑙 =
1.748 𝑅𝑒 0.3
𝑅𝑒 =
4 ∗ 𝑞𝑙 𝜆 ∗ 𝜂𝑙
𝐺𝐻2 𝑂 = 118947.58 𝑘𝑔 h = 33.04 𝑘𝑔/𝑠; 𝑞𝑙 =
33.04 1.64 2 4
𝜋∗
= 15.64 𝑘𝑔 𝑚2 ∗ 𝑠;
4∗15.64
𝑅𝑒 = 204∗0.8007 ∗10 −3 = 383; 1.748
𝑏𝑙 = 383 0.3 = 0.293 ; 𝐴 = 3∗
15.64 2 1000
204
0.293
∗ 0.74 3 ∗
1 3
= 0.300;
2∗9.81 204
𝐾 = 1 − 1.65 ∗ 10−10 ∗ 0.74 − 0.300
−3
= 2.915;
Δputilaj=Δpcoloana udata=K* Δpcoloana uscata=2.915*2129.46=6208.33 Pa Δppierderi=Δpf+Δpr.l.+Δputilaj=1229.63+6208.33=7437.96 Pa Δptot=Δpd+Δpst+Δppierderi=133.8+7437.96=7571.769 Pa 𝑃𝑐 =
1.019 ∗ 7571.769 = 12.859 𝑘𝑊 103 ∗ 0.6
[5]β=1.2-1.15; Aleg β=1.2. => Pi=β*Pc=1.2*12.859 =15.43 kW
68
3.7.3
Fisa tehnica a utilajelor (pompe si suflante)
A.) Fisa tehnica a pompei 1. Denumirea aparatului : Pompa pentru transportul lichidului 2. Pozitia de functionare : Orizontala 3. Utilizare : Transportul fazelor lichide din rervoare spre coloanele de absorbtie/desorbtie 4. Functinare : Continua 5. Puterea de actionare a motorului : P = 24.3[KW] 6.Numar de bucati:3
B.)Fisa tehnica a suflantei 1. Denumirea aparatului : Suflanta pentru transportul fazelor gazoase 2. Pozitia de functionare : Orizontala 3. Destinatie : Transportul fazelor gazoase spre coloanele de absorbtie/desorbtie 4. Functinare : Continua 5. Puterea de actionare a motorului : P = 15.4[KW] 6.Numar de bucati: 2
69
Capitolul 4: Controlul si automatizarea procesului Procesele industriale continue, de productie in serie trebuiesc supuse controlulului si reglarii automate pentru rationalizarea consumului de materii prime si auxiliare crescând productivitatea muncii prin eliminarea timpilor morti astfel incât utilajele lucreaza continuu la sarcini ridicate ceea ce se reflecta in cresterea capacitatii de productie. Ca urmare creste calitatea produselor prin mentinerea la valori optime a parametrilor de lucru, scade numarul personalului de deservire si se imbunatateste atât securitatea muncii cât si conditiile de munca. Automatizarea poate fi aplicata partial aplicata numai la câteva utilaje complet intregii instalatii de fabricatie fara interventia directa a omului. Parametrii ce trebuiesc controlati sunt: Debitul poate fi reglat prin obturarea conductei de alimentare cu material sau prin cresterea respectiv scaderea turatiei pompei centrifuge. Presiunea este data de variata volumului si a debitului debitului volumetric. Nivelul depinde de debitutl de alimentare ori evacuare Temperatura stabileste valoarea constantei de viteza sau echilibrul termodinamic necesar, se poate regla prin reducerea fluxului energetic spre utilaj. In cazul unei instalatii de absorbtie a SO2-ului automatizata sunt folosirea de traductoare si regulatoare pentru debit (de tip PID), nivel (de tip PD) si temperatura (cu ajutorul unui sensor termic termorezistenta).[7]
Figura 9. Schema bloc de automatizare a procesului 70
de tip
Capitolul 5: Probleme de coroziune. Alegerea materialului de constructie Coroziunea este un proces complex de degradare a materialului in timp datorita actiunii mediului inconjurator prin procesele chimice si electrochimice termice sau mecanice care se desfasoara la interfata metal-gaz, metal-lichid, ce dau reactii eterogene. Acesti factori care determina coroziunea reprezinta in acelas timp si criterii de clasificare a coroziunii:
chimica (produsa de gaze uscate sau substante organice lichide)
electrochimica (formarea unor micropile in contact cu mediul agresiv, datorita unor
neregularitati pe suprafata metalelor sau datorita contactului a doua metale cu potentiale electrochimice diferite)
cauzata de procese termice si mecanice (coroziunea intercristalina, coroziune prin
imbatranire, etc.). Masurile de protectie impotriva coroziunii constau in alegerea materialelor de constructie pentru utilaje si instalatii pe baza proprietatilor chimice, termice si mecanice ale materialelor si prin reducereagresivitatea mediului obtimizând conditiile de exploatare. Toate aceste actiuni fiin metode active de combatere a coroziunii. In cazul metodelor pasive se recurge la acoperiri metalice sau nemetalice – emailari. captusiri cu caramizi sau placi ceramice antiacide, acoperiri cu materiale termoplastice sau termorigide, zincare etc. Dupa modul in care se manifesta coroziunea poate fi poate fi: uniform repartizata pe intreaga suprafata; localizata pe mici portiuni când se mai numeste si in puncte si care este forma cea mai periculoasa de coroziune fiind cea mai grava la otelurile inoxidabile. In acest tip de coroziune apar gauri de diametre mai mari sau foarte mici, in vreme ce restul suprafetei este caracterizat prin viteze mici, prin greutati mari la depistarea in timp si prin pagube foarte mari. Se poate diminua sau elimina acest tip de coroziune printr-un mod corespunzator de finisare a suprafetei. In industria chimica cele mai frecvente coroziuni sunt produse de: gazele de combustie fierbinti (O2, CO2, SO2); hidrogenul la presiuni sau temperaturi ridicate; tensiunea mecanica la care sunt supuse metalele, in atmosfera agresiva; compusi cu sulf (SO2, SO3 etc.); mediul acid. Coroziunea produce pagube importante in industria chimica si nu numai, ducând la o crstere a costul de productie. Efectele imediate ale coroziunii pot fi: intreruperea productiei datorita avariilor, 71
supradimensionarea utilajelor, utilizarea unor aliaje scumpe si de inhibatori de coroziune, de asemenea scumpi. Capitolul 7: Tehnica securitatii si igiena muncii. Masuri de protectie a muncii si PSI
Masurile de protectia muncii au menirea de a asigura conditii optime pentru deservirea utilajelor si supravegherea procesului tehnologic inlaturând orice pericole privind personalul in cauza. In industria chimica problema protectiei muncii implica pe lânga factorii de periculozitate comuni cu alte ramuri industriale – elementele mobile (periculoase) ale utilajelor, actiunea curentului electric, degajarii importante, zgomot si trepidatii – intervin si numerosii factorii specificii industriei chimice, cum ar fi: - degajari de substante toxice; - prezenta frecventa a unor substante inflamabile; - posibilitatea exploziilor cauzate de amestecurile explozibile; - operarea cu lichide agresive care pot cauza arsuri chimice. Din punct de vedere sanitar, protectia muncii consta in luarea de masuri care sa evite imbolnavirea personalului ce isi desfasoara activitatea in domeniul chimic. Protectia tehnica a muncii consta in masuri tehnice si organizatorice pentru usurarea muncii si prevenirea accidentelor de munca. Accidentele care pot interveni sunt: - arsuri cu acid; - intoxicatii cu gaze; - accidente mecanice, electrice, termice. Masuri PSI Masurile pentru stingerea incendiilor (PSI) sunt masuri generale de: - evitarea sau reducerea substantelor combustibile; - evitarea sau reducerea surselor de caldura; - evitarea sau reducerea oxigenului, aerului sau a substantelor cu un continut mare de oxigen; - impedicarea contactului substantelor combustibile cu sursele de caldura; - controlul permanent al surselor de caldura si cunoasterea factorilor de risc ai substantelor combustibile; - controlul automat al concentratiilor de oxigen in zona de pericol. Principalele cauze de izbucnire ale incendiilor si exploziilor se datoreaza aprinderii sau autoaprinderii, dar si datoritaneatentiei, a nerespectarii parametrilor procesului tehnologic ori a lipsei de lipsei de instructaj.
72
Capitolul 8.Partea desenata a proiectului Vezi anexele 1 si 2.
Capitolul 9. Bibliografie [1]: Pincovsky E., „Tehnologia acidului sulfuric şi a compuşilor intermediari”, Ed. Tehnică, Bucureşti, 1967; [2]: Bratu E. A., „Operaţii unitare în ingineria chimică”, Vol. I, II, III, Ed. Tehnică, Bucureşti, 1985; [3]: Floarea O., „Operaţii şi utilaje în industria chimică. Probleme pentru subingineri”, Ed. Didactică şi Pedagogică, Bucureşti, 1980; [4]: Siminiceanu I., Drăgan, S., „Studii de caz în procese chimice gaz-lichid şi gaz-solid necatalitice”, Ed. Risoprint, Cluj-Napoca, 2006; [5]: Pavlov K. F., Romankov P. G., Noskov, A. A., „Procese şi aparate în ingineria chimică”, Ed. Tehnică, Bucureşti, 1981; [6]: Jinescu V., „Aparate tip coloană”, Ed. Tehnică, Bucureşti, 1978; [7]: Agachi Ş. P., „Automatizarea proceselor chimice”, Ed. Casa Cărţii de Ştiinţă, Cluj-Napoca, 1994; [8]: B.R.H Mişca, „Caiet pentru seminarul de Tranfer termic si aparate termice”,Ed. Presa Universitara Clujeana,2012; [9] http://www.engineeringtoolbox.com/sulfur-dioxide-liquid-thermal-prorties-d_1764.html
73
