Proiect Operatii Unitare Cu Transfer de Masa

1

Operatii unitare cu Transfer de Masa

Proiect

2

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

3

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

4

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

5

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 absorbtie-

desorbtie, 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.

6

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 absorbtie-

desorbtie 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 printr-

un 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.

7

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

8

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 75-95

oC.

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.

9

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

10

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.

11

0,0

0,5

1,0

1,5

2,0

2,5

3,0

0,000 0,002 0,004 0,006 0,008 0,010 0,012 0,014 0,016 0,018

Y [

kmo

l SO

2/k

mo

l aer

]

X [kmol SO2/H2O]

Diagrama de echilibru

Nr.

crt

g SO2/100 g

H2O

p SO2

[mmHg] X [kmol SO2/kmol H2O] Y [kmol SO2/kmol aer]

1 0 0 0 0

2 0.5 42 0.00140625 0.058496

3 1 85 0.0028125 0.125926

4 1.5 129 0.00421875 0.204437

5 2 176 0.005625 0.30137

6 2.5 224 0.00703125 0.41791

7 3 273 0.0084375 0.560575

8 3.5 324 0.00984375 0.743119

9 4 376 0.01125 0.979167

10 4.5 428 0.01265625 1.289157

11 5 482 0.0140625 1.733813

12 5.5 536 0.01546875 2.392857

13 6 588 0.016875 3.418605

14 6.5 698 0.01828125 11.25806

15 7 752 0.0196875 94

Tabelul 1: Date de echilibru pentru sistemul SO2-H2O [

3]

Graficul 1: Diagrama de echilibru pentru sistemul SO2-H2O

12

Exemplu de calcul:

𝑋 =

𝑔𝑆𝑂 2𝑀𝑆𝑂 2

100

𝑀𝐻2𝑂

=0.5

64100

18

= 0.0014 𝑘𝑚𝑜𝑙 𝑆𝑂2

𝑘𝑚𝑜𝑙 𝐻2𝑂

𝑌 =𝑦𝑆𝑂 2

1−𝑦𝑆𝑂 2

𝑝𝑆𝑂2= 𝑃 ∗ 𝑦𝑆𝑂2

𝑌 =

𝑝𝑆𝑂 2𝑃

1−𝑝𝑆𝑂 2

𝑃

=𝑝𝑆𝑂 2

𝑃−𝑝𝑆𝑂2

=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 𝑘𝑚𝑜𝑙 𝑆𝑂2

𝑘𝑚𝑜𝑙𝑎𝑒𝑟 ;

Xi, Xf – concentratia SO2 in faza lichida la intrarea si respectiv iesirea din absorber 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

13

𝑛𝑆𝑂2𝑖 , 𝑛𝑆𝑂2𝑓– debitul de intrare si de iesire al solutului din absorber;

𝑛𝑆𝑂2𝑖 = 𝐺 ∗ 𝑌𝑖

𝑛𝑆𝑂2𝑓 = 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 =𝐺𝑉

0∗(1−𝑦 𝑖)

22.4 [kmol aer/h (s)]

unde: 𝐺𝑉0– debitul volumic de amestec gazos in conditii normale [Nm

3/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 Nm

3/h, gradul

de separare 𝜂𝑆𝑂2= 95.1 % vol. se obtine:

𝑌𝑖 =𝑦 𝑖

1−𝑦 𝑖=

0.087

1−0.087= 0.095


𝑘𝑚𝑜𝑙𝑎𝑒𝑟 ;

Yf=Yi * (1-ηSO 2

)=0.095 (1-0.951)=0.00465 𝑘𝑚𝑜𝑙 𝑆𝑂2

𝑘𝑚𝑜𝑙𝑎𝑒𝑟;

𝐺 =𝐺𝑉

0∗(1−𝑦 𝑖)

22.4=

3290∗ (1−0.087)

22.4= 134.09 [kmol aer/h];

𝑁𝑆𝑂2= 𝐺 ∗ 𝑌𝑖 − 𝑌𝑓 = 134.09 ∗ 0.095 − 0.00465 = 12.115 kmol SO2/h;

𝑛𝑆𝑂2𝑖 = 𝐺 ∗ (1 + 𝑌𝑖)= 134.09*(1+0.095) = 146.82kmol SO2/h;

14

𝑛𝑆𝑂2𝑓 = 𝐺 ∗ (1 + 𝑌𝑓) = 134.09 ∗ (1 + 0.00465) = 134.71 𝑘𝑚𝑜𝑙𝑆𝑂2/𝑕;

𝑁𝑆𝑂2= 𝑛𝑆𝑂2𝑖 − 𝑛𝑆𝑂2𝑓 == 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 𝑿𝒇∗ = 𝟎. 𝟎𝟎𝟐𝟐𝟎



𝑵𝑺𝑶𝟐= 𝑳𝒎𝒊𝒏 ∗ 𝑿𝒇

∗ 𝑳𝒎𝒊𝒏 =𝑵𝑺𝑶𝟐

𝑿𝒇∗ =

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 ∗ 𝑋𝑓𝑋𝑓 =

𝑁𝑆𝑂 2

𝐿𝑟𝑒𝑎𝑙=

12.115

6608.199= 0.001833



15

Yi

𝑛𝑙𝑓 = 𝐿 ∗ 1 + 𝑋𝑓 = 6608.199∗ 1 + 0.001833 = 6620.314 [kmol []l/h

𝑋𝑓∗

Graficul 2:Curba de echilibru pentru sistemul SO2-H2O

16

Faza Component Materiale intrate Materiale iesite

Debite Concentratii Debite Concentratii

kmol/h kg/h Nm3/h

Y 𝑘𝑚𝑜𝑙 𝑆𝑂2

𝑘𝑚𝑜𝑙 𝑎𝑒𝑟

X 𝑘𝑚𝑜𝑙 𝑆𝑂2


kmol/h kg/h Nm3/h

Y 𝑘𝑚𝑜𝑙 𝑆𝑂2


X 𝑘𝑚𝑜𝑙 𝑆𝑂2


Gaz SO2 12.778 817.792 286.23 0.095 0.626 40.06 14.022 0.00465

Aer 134.71 3906.59 3017.504 134.71 3906.59 3353.29

Total 147.488 4724.382 3303.73 135.336 3946.65 3367.318

Lichid SO2 0 0 0 0 12.152 777.728 0.5739 0.001833

H2O 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 123671.96 123671.95

Tabelul 2. Bilantul de materiale la absorbtia SO2 in apa

Date utilizate in intocmirea bilantului de materiale:

𝜌𝑆𝑂2𝑔

0 =𝑀𝑆𝑂 2

22.4=

64

22.4= 2.857 𝑘𝑔 𝑚3 [

5]

La t= 300C, 𝜌𝑆𝑂2𝑔 = 𝜌0 ∗

𝑇0

𝑇= 2.86 ∗

273

303= 2.57 𝑘𝑔 𝑚3

𝜌𝑆𝑂2𝑙 = 1355 𝑘𝑔 𝑚3 [3]

La t= 300C, 𝜌𝐻2𝑂 = 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

17

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.

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:

Qli

Qlf

Qgf

Qgi

Qp

18

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.

19

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

118947.58= 0.00654

𝑘𝑚𝑜𝑙𝑆𝑂2


𝑌𝑖 =

817.792

3906.59= 0.2093


𝑘𝑚𝑜𝑙 𝑎𝑒𝑟 ;

𝑌𝑓 =40.060

3906.59= 0.01025



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

119725.308= 0.00649


𝑘𝑚𝑜𝑙 𝑓𝑎𝑧𝑎 𝑙𝑖𝑐h𝑖𝑑𝑎

𝑦𝑖,𝑆𝑂2 =817.729

4724.382= 0.1731



𝑦𝑓 ,𝑆𝑂2 =40.06

3946.65= 0.0101



Calculul caldurii specifice a componentilor puri la temperatura de intrare(t=300

c)

20

𝐶𝑝𝑆𝑂2,𝑙30 = 0.3345 ∗ 4186 = 1400.217

𝐾𝐽

𝐾𝑔 ∗ 𝐾 [3]

𝐶𝑝𝑆𝑂2,𝑔30 =a+b*t+c*t

2= 32.29 + 22.2 *10

-3*(273+30) -3.48*10

-6*(273+30)

2= 38.697

𝐽

𝐾𝑔∗𝐾

= 38.697

64∗10−3= 0.604

𝐾𝐽

𝐾𝑔∗𝐾 [3]

𝐶𝑝𝐻2𝑂30 = 4.19

𝐾𝐽

𝐾𝑔 ∗ 𝐾 [3]

𝐶𝑝 𝑎𝑒𝑟30 = 1.005

𝐾𝐽

𝐾𝑔 ∗ 𝐾 [3]

Calculul caldurilor specifice ale fazei lichide si fazei gazoase:

𝐶𝑝 𝑙 ,𝑓 = 𝐶𝑝𝑆𝑂2,𝑙30

∗ 𝑥𝑓 ,𝑆𝑂2 + 1 − 𝑥𝑓 ,𝑆𝑂2 ∗ 𝐶𝑝𝐻2𝑂30

=0+ 4.19*(1-0)=4.19 𝐾𝐽

𝐾𝑔∗𝐾

𝐶𝑝 𝑙,𝑖 = 𝐶𝑝𝑆𝑂2,𝑙30 ∗ 𝑥𝑖,𝑆𝑂2 + 1 − 𝑥𝑖,𝑆𝑂2 ∗ 𝐶𝑝𝐻2𝑂

30 =1400.217 ∗ 0.00649 + 4.19 ∗ (1 − 0.00649) =

4.171 𝐾𝐽

𝐾𝑔∗𝐾

𝐶𝑝 𝑔 ,𝑖 = 𝐶𝑝𝑆𝑂2,𝑔30

∗ 𝑦𝑖,𝑆𝑂2 + 1 − 𝑦𝑖,𝑆𝑂2 ∗ 𝐶𝑝 𝑎𝑒𝑟30

=0.604 ∗ 0.1731 + 1.005 ∗ (1 − 0.1731) =

0.9418 𝐾𝐽

𝐾𝑔∗𝐾

𝐶𝑝 𝑔 ,𝑓 = 𝐶𝑝𝑆𝑂2,𝑔30

∗ 𝑦𝑓 ,𝑆𝑂2 + 1 − 𝑦𝑓 ,𝑆𝑂2 ∗ 𝐶𝑝 𝑎𝑒𝑟30

=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

𝐽

h ;

𝑸𝒈𝒊 = 1 + 𝑌𝑖 ∗ 𝐺 ∗ 𝐶𝑝𝑔𝑖 ∗ 𝑇𝑔𝑖 = 1 + 0.2093 ∗ 3906.59 ∗ 0.9418 ∗ 273 + 30 ∗ 103

= 𝟏. 𝟑𝟒𝟖 ∗ 𝟏𝟎𝟗 𝐽

h ;

21

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 𝐽

h ;

𝛥𝐻𝑑𝑖𝑧 = −8.56 𝑘𝑐𝑎𝑙

𝑚𝑜𝑙= −

8.56 ∗ 4186

64 ∗ 10−3= −559877.5 𝐽 𝑘𝑔;

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<Tli+30 absorbtia se poate considera izoterma.

22

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

8. gratar limitator de strat

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

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.

23

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.

24

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∗𝐷𝑐

2

4∗ 𝑤𝑓 [𝑚3 𝑠] 𝑫𝒄 =

4∗𝐺𝑣

𝜋∗𝑤𝑓

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*ρ30

SO2 +yaer*ρ30

aer =0.087*2.57+0.913*1.165=1,287 [kg/m3]

Gv=Gm/ρam=4724,382/(1,287*3600)=1.020 m3/s

25

Viteza de inec a coloanei se va determina cu ajutorul ecuatiei empirice a lui Kafarov[5]:

0,1250,252 0,16

3lg 1,75

î g g

l l

v a LA

g G

(3.27)

unde: a (ζ) - suprafata specifica a umpluturii [m3/m

3];

g - acceleratia gravitationala = 9,81 [m/s2];

ε – volumul liber (fractia de goluri) [m3/m

3];

ρl, ρg - densitatea lichidului si a gazului [kg/m3];

ρl = ρapa = 1000kg/m3;

ρg =ρam =ySO2*ρ30

SO2 +yaer*ρ30

aer =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 = 118947 .58

3600= 33.040 𝑘𝑔 𝑠

G = 4724.382

3600= 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/m

3;

- volumul liber: ε=0.74 m3/m

3;

- numarul de corpuri intr-un m3: 53.000;

- densitatea umpluturii: ρu=532 kg/m3.

Inlocuind toate marimile din relatia lui Kafarov obtinem:

𝑙𝑔 𝑤𝑖𝑛

2 ∗ 204 ∗ 1.287 ∗ 0.80070.16

9.81 ∗ 0.743 ∗ 1000 = 𝐴 − 1,75 ∗

33.040

1.312

0.25

∗ 1.287

1000

0.125

26

lg (𝑤𝑖𝑛2 ∗ 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∗𝑤𝑓=

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

𝐾𝑌 ∗ ∆𝑌𝑚= 𝑉𝑢𝑚𝑝𝑙 ∗ 𝜍 ∗ 𝑓 = 𝐻𝑢 ∗ 𝑆 ∗ 𝜍 ∗ 𝑓 𝐻𝑢 =

𝑁𝑆𝑂2

𝐾𝑌 ∗ 𝑆 ∗ 𝜍 ∗ 𝑓 ∗ ∆𝑌𝑚

𝑁𝑆𝑂2= 12.152 𝑘𝑚𝑜𝑙 𝑆𝑂2/𝑕 - fluxul de SO2 transferat

S – sectiunea coloanei: 𝑆 =𝜋∗𝐷𝑐

2

4=

3.14∗1.64042

4= 2.1128 𝑚2

f – factorul de udare a umpluturii .Se alege f=1;

ζ – suprafata specifica a umpluturii ζ=204 m2/m

3;

KY – coeficientul global de transfer de masa, raportat la faza gazoasa 𝑘𝑚𝑜𝑙 𝑆𝑂2

𝑚2∗𝑕∗∆𝑌 ;

27

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 𝑘𝑚𝑜𝑙 𝑆𝑂2

𝑚2∗𝑕∗∆𝑋 ;

ΔXm – potentialul mediu de transfer pentru faza lichida 𝑘𝑚𝑜𝑙 𝑆𝑂2

𝑘𝑚𝑜𝑙 𝑎𝑝𝑎 ;

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) .

∆𝑌𝑚 =𝑌𝑖−𝑌𝑓

𝑑𝑌

𝑌−𝑌∗(𝑌−𝑌∗)𝑖

(𝑌−𝑌∗)𝑓

∆𝑋𝑚 =𝑋𝑓−𝑋𝑖

𝑑𝑋

𝑋∗−𝑋

(𝑋∗−𝑋 )𝑓

(𝑋∗−𝑋 )𝑖

𝐼𝑌 = 𝑑𝑌

𝑌−𝑌∗

(𝑌−𝑌∗)𝑖(𝑌−𝑌∗)𝑓

𝐼𝑋 = 𝑑𝑋

𝑋∗−𝑋

(𝑋∗−𝑋)𝑓(𝑋∗−𝑋)𝑖

28

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.

Linia de echilibru

X Y

0 0

0.00140625 0.058496

0.0028125 0.125926

Linia de operare

X Y

0 0.00465

0.001833 0.095

Graficul 3. Linia de operare si de echilibru a sistemului SO2-H2O - Determinarea grafica a ΔYm

Y Y* 1/Y-Y*

0.095 0.0781 59.1716

0.09 0.0732 59.52381

0.08 0.0641 62.89308

0.07 0.0551 67.11409

0.06 0.0464 73.52941

0.05 0.0377 81.30081

0.04 0.0294 94.33962

0.03 0.0216 119.0476

0.02 0.0131 144.9275

0.01 0.0048 192.3077

0.00465 0 215.0538

29

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 Aria

52 0.015 0.855

62 0.02 1.4

78 0.01 0.83

88 0.01 0.94

100 0.01 1.08

116 0.01 1.28

140 0.01 1.585

177 0.01 1.985

220 0.00535

Aria totala=IY 9.955

∆𝑌𝑚 =𝑌𝑖 − 𝑌𝑓

𝑑𝑌

𝑌 − 𝑌∗(𝑌−𝑌∗)𝑖


30

∆𝒀𝒎 =0.095 − 0.00465

9.955= 0.009075 [𝑘𝑚𝑜𝑙 𝑆𝑂2 𝑘𝑚𝑜𝑙 𝑎𝑒𝑟];

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:

Graficul 5. Linia de operare si de echilibru a sistemului SO2-H2O - Determinarea grafica a ΔXm

X X* 1/X*-X

0 0.000115 8695.652

0.0001 0.00023 7692.308

0.0003 0.00047 5882.353

0.0005 0.00071 4761.905

0.0007 0.00095 4000

0.0009 0.00119 3448.276

0.0011 0.00141 3225.806

0.0013 0.00163 3030.303

0.0015 0.00182 3125

0.0017 0.00205 2857.143

0.001833 0.00219 2801.12

Linia de echilibru

X Y

0 0

0.00140625 0.058496

0.0028125 0.125926

Linia de operare

X Y

0 0.00465

0.001833 0.095

31

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 0.000433 1.666277

4035.7143 0.0004 1.726786

4598.2143 0.0003 1.466518

5178.5714 0.0003 1.6875

6071.4286 0.0002 1.330357

7232.1429 0.0001 0.776786

8303.5714 0.00006 0.54375

9821.4286 0.00004 0.444643

12410.714

Aria totala=Ix 9.642616

∆𝑋𝑚 =𝑋𝑓 − 𝑋𝑖

𝑑𝑋

𝑋∗ − 𝑋(𝑋∗−𝑋)𝑓

(𝑋∗−𝑋)𝑖

32

∆𝑿𝒎 =0.001833 − 0

9.642= 1.901 ∗ 10−4 𝑘𝑚𝑜𝑙 𝑆𝑂2 𝑘𝑚𝑜𝑙 𝐻2𝑂

Metoda analitica:

∆𝒀𝒎 = 𝑌𝑖 − 𝑌𝑖

∗ − (𝑌𝑓 − 𝑌𝑓∗)

𝑙𝑛𝑌𝑖 − 𝑌𝑖

∗

𝑌𝑓 − 𝑌𝑓∗

= 0.095 − 0.0781 − (0.00465 − 0)

ln0.095 − 0.0781

0.0465 − 0

= 0.009492 ∗ 10−3 𝑘𝑚𝑜𝑙 𝑆𝑂2 𝑘𝑚𝑜𝑙 𝑎𝑒𝑟

∆𝑿𝒎 = 𝑋𝑓

∗ − 𝑋𝑓 − (𝑋𝑖∗ − 𝑋𝑖)

ln𝑋𝑓

∗ − 𝑋𝑓

𝑋𝑖∗ − 𝑋𝑖

= 0.00219 − 0.001833 − (0.000115 − 0)

ln0.00219 − 0.001833

0.000115 − 0

= 2.1362 ∗ 10−4 𝑘𝑚𝑜𝑙 𝑆𝑂2 𝑘𝑚𝑜𝑙 𝐻2𝑂

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

𝑤𝑔0.8 + 0.035[

3]

KY :coeficient global de transfer de masa raportat la faza gazoasa 𝑘𝑚𝑜𝑙

𝑚2∗𝑕∗𝑎𝑡𝑚 ;

wg: viteza reala a gazului prin coloana [m/s];

𝑤𝑔 =𝑤𝑓

휀=

0.482

0.74= 0.65 𝑚/𝑠

1

𝐾𝑌 ∗ 𝜍=

0.00176

𝑤𝑔0.8 + 0.035

𝐾𝑌 =𝑤𝑔

0.8

0.00176 + 0.035 ∗ 𝑤𝑔0.8 ∗ 𝜍

𝐾𝑌 =0.650.8

0.00176 + 0.035 ∗ 0.650.8 ∗ 240= 0.1284


𝑚2 ∗ 𝑕 ∗ 𝑎𝑡𝑚

Folosind relatiile de transformare a unitatilor de masura [3]:

𝑘𝑚𝑜𝑙

𝑚2 ∗ 𝑕 ∗ 𝑎𝑡=

𝑝

𝑝𝐵,𝑚 ∗ 82.06 ∗ 10−3 ∗ 𝑇 𝑚

𝑕 ;

𝑘𝑚𝑜𝑙

𝑚2 ∗ 𝑕 ∗ ∆𝑌=

1

22.4∗

273

𝑇 𝑚

𝑕 ;

1 atm=1.034 at

33

p=presiunea totala (at); p=1.034 at

pB,m=presiunea medie a componentului inert (at)

𝑝𝐵,𝑚 =𝑝𝐵,2 − 𝑝𝐵,1

ln𝑝𝐵,2

𝑝𝐵,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 pB,1=p-pA,1=1.034-0.0944=0.944 at

pSO2,f=p*yf=1.034*0.00426=0.00426 at pB,2=p-pA,2=1.034-0.00426=1.029 at

yf=yi*(1-ηso2 )

𝑝𝐵,𝑚 =1.029−0.944

𝑙𝑛1.029

0.944

= 0.986 𝑎𝑡

𝐾𝑌 =1

1.284∗

1.034

0.986 ∗ 82.06 ∗ 10−3 ∗ 303= 3.047 𝑚/𝑕

𝐾𝑌 =1

22.4∗

273

303∗ 3.047 = 0.122


𝑚2 ∗ 𝑕 ∗ ∆𝑌

Intre coeficientii globali de transfer de masa raportati la cele doua faze exista relatia:

𝐾𝑋 = 𝐾𝑌 ∗ 𝑕[5]

unde 𝑕 =𝐻

𝑝

H=48.5*105

Pa [2] 𝑕 =

48.5∗105

1.013∗105= 47.88

p=1 atm=1.013*105Pa

KX=h*KY= 47.88*0.122= 5.488𝑘𝑚𝑜𝑙 𝑆𝑂2

𝑚2∗𝑕∗∆𝑋

Calculul inaltimi umpluturii coloanei:

𝐻𝑈,𝑌′ =

𝑁𝑆𝑂2

𝐾𝑌 ∗ 𝑆 ∗ 𝜍 ∗ 𝑓 ∗ ∆𝑌𝑚 ,𝑔𝑟=

12.152

0.122 ∗ 2.1128 ∗ 204 ∗ 1 ∗ 0.00907= 25.34 𝑚

𝐻𝑈,𝑌′′ =

𝑁𝑆𝑂2

𝐾𝑌 ∗ 𝑆 ∗ 𝜍 ∗ 𝑓 ∗ ∆𝑌𝑚 ,𝑎𝑛=

12.152

0.122 ∗ 2.1128 ∗ 204 ∗ 1 ∗ 0.00907= 26.97 𝑚

34

𝐻𝑈,𝑋′ =

𝑁𝑆𝑂2

𝐾𝑋 ∗ 𝑆 ∗ 𝜍 ∗ 𝑓 ∗ ∆𝑋𝑚 ,𝑔𝑟=

12.152

5.488 ∗ 2.1128 ∗ 204 ∗ 1 ∗ 1.904 ∗ 10−4= 24.22 𝑚

𝐻𝑈,𝑋′′ =

𝑁𝑆𝑂2

𝐾𝑋 ∗ 𝑆 ∗ 𝜍 ∗ 𝑓 ∗ ∆𝑋𝑚 ,𝑎𝑛=

12.152

0.122 ∗ 2.1128 ∗ 204 ∗ 1 ∗ 2.136 ∗ 10−4= 24.05 𝑚

∆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

medie 𝐻𝑈,𝑌 𝑚𝑒𝑑 =25.34

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 ∗

𝑌𝑖 − 𝑌𝑓

𝑑𝑌

𝑌 − 𝑌∗(𝑌−𝑌∗)𝑖


𝐴 =𝑁𝑆𝑂2

𝐾𝑌 ∗ 𝑌𝑖 − 𝑌𝑓

𝑑𝑌

𝑌 − 𝑌∗

(𝑌−𝑌∗)𝑖


𝑁𝑆𝑂2= 𝐺 ∗ 𝑌𝑖 − 𝑌𝑓 𝐺 =

𝑁𝑆𝑂 2

𝑌𝑖−𝑌𝑓

𝐴 = 𝐻𝑢 ∗ 𝑆 ∗ 𝜍 ∗ 𝑓 =𝐺

𝐾𝑌∗

𝑑𝑌

𝑌 − 𝑌∗



𝐻𝑢 ,𝑌 =𝐺

𝐾𝑌 ∗ 𝑆 ∗ 𝜍 ∗ 𝑓∗

𝑑𝑌

𝑌 − 𝑌∗



𝐻𝑢 ,𝑌 =1.312

0.122 ∗ 2.112 ∗ 204 ∗ 1∗ 9.955 = 25.26 m

35

In mod identic se obtine relatia de calcul raportata la faza lichida:

𝐻𝑢 ,𝑋 =𝐿

𝐾𝑋 ∗ 𝑆 ∗ 𝜍 ∗ 𝑓∗

𝑑𝑋

𝑋∗ − 𝑋

(𝑋∗−𝑋)𝑓

(𝑋∗−𝑋)𝑖

𝐻𝑢 ,𝑋 =33.040

4.488 ∗ 2.112 ∗ 204 ∗ 1∗ 9.624 = 26.88 m

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]

hu=3*2.112=6.338 m numarul straturilor de umplutura nstr=𝐻𝑢

𝑕𝑢=

25.972

6.338= 4.097 ≅ 5 𝑠𝑡𝑟𝑎𝑡𝑢𝑟𝑖 umplutura

va fi amplasata intr-o singura coloana de absorbtie

𝑕𝑢′ =

𝐻𝑢

𝑛𝑠𝑡𝑟′

=25.972

5= 5.19 𝑚

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

36

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 ∗ 𝑑𝑟

2

4∗ 𝑤

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=

4 ∗ 1,019

3.14 ∗ 15= 0,294 𝑚 𝑑𝑆𝑇𝐴𝑆 = 0.3 𝑚

𝑤𝑟𝑒𝑐 =𝐺𝑣 ∗ 4

𝜋 ∗ 𝑑𝑟2

=4 ∗ 1,019

3.14 ∗ 0.32= 14,42 𝑚/𝑠

Racord iesire gaz

Admit wge=15 m/s; Gv=0,937 m3/s;

𝑑𝑟 = 4 ∗ 𝐺𝑣

𝜋 ∗ 𝑤=

4 ∗ 0,937

3.14 ∗ 15= 0.282 𝑚 𝑑𝑆𝑇𝐴𝑆 = 0.3 𝑚


𝜋 ∗ 𝑑𝑟2

=0,937 ∗ 4

3.14 ∗ 0.32= 13,26 𝑚/𝑠

Racord intrare lichid

Admit wli=2 m/s; Lv=113.614 m3/h=0.033 m

3 /s;

37

𝑑𝑟 = 4 ∗ 𝐿𝑣

𝜋 ∗ 𝑤=

4 ∗ 0.033

3.14 ∗ 2= 0.1449 𝑚 𝑑𝑆𝑇𝐴𝑆 = 0.15 𝑚

𝑤𝑟𝑒𝑐 =𝐿𝑣 ∗ 4

𝜋 ∗ 𝑑𝑟2

=113.614 ∗ 4

3.14 ∗ 0.152= 1.86𝑚/𝑠

Racord iesire lichid

Admit wle=2 m/s; Lv=114.178 m3/h=0.033m

3/h;

𝑑𝑟 = 4 ∗ 𝐿𝑣

𝜋 ∗ 𝑤=

4 ∗ 0.033

3.14 ∗ 2= 0.1449 𝑚 𝑑𝑆𝑇𝐴𝑆 = 0.15 𝑚


𝜋 ∗ 𝑑𝑟2

=0.033 ∗ 4

3.14 ∗ 0.152= 1.86 𝑚/𝑠

Nr. crt Denumire racord Diametru [m] Viteza fluidului [m/s]

Calculat STAS Admisa Recalculata

1 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 ∗ 𝐷𝑐

2

4∗ 𝐻𝑢 ∗ 𝑚𝑠𝑝 =

3.14 ∗ 1.642

4∗ 25.97 ∗ 532 = 71178.59 𝑘𝑔

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;

38

𝑉𝑐𝑎𝑝𝑎𝑐 =𝜋 ∗ 𝐷𝑐

2

4∗ 𝛿𝑡𝑎𝑏𝑙 𝑎 =

3.14 ∗ 1.642

4∗ 6 ∗ 10−3 = 0.0126 𝑚3

𝑀𝑚𝑎𝑡 .𝑐𝑜𝑙 . = 0.98 ∗ 7850 + 2 ∗ 0.0126 ∗ 7850 = 7890.8 𝑘𝑔

δotel=7850 kg/m3

[5];

𝑀𝑒𝑙 .𝑎𝑢𝑥 . =1

100∗ 𝑀𝑢𝑚𝑝𝑙 + 𝑀𝑚𝑎𝑡 .𝑐𝑜𝑙 . = 790 𝑘𝑔

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

39

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

40

Tintrare=600C=333 K

Cpsol=CpA*xA+(1-xA)*CpB, unde A – SO2, B – H2O;

𝑥𝐴 = 𝑥𝐴𝑓 =𝑋𝑓

1+𝑋𝑓= 0.00649

𝑘𝑔 𝑆𝑂2

𝑘𝑔 []𝑙;

𝐶𝑝𝐴 = 𝐶𝑝𝑆𝑂2

600𝐶 = 0.363 ∗ 4186 = 1519.518 𝐽/(𝑘𝑔 ∗ 𝑔𝑟𝑎𝑑) [3];

𝐶𝑝𝐵 = 𝐶𝑝𝐻2𝑂600𝐶 = 4180 𝐽/(𝑘𝑔 ∗ 𝑔𝑟𝑎𝑑); [

5]

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= 𝑀𝑚𝑆𝑂2

∗ 𝐶𝑝𝑆𝑂2∗ 𝑇𝑖𝑒𝑠𝑖𝑟𝑒

Tiesire=1000C=373 K;

𝐺𝑚𝑆𝑂2= 777.72 𝑘𝑔/𝑕; (vezi 3.1.2)

𝐶𝑝𝑆𝑂2= 𝑎 + 𝑏 ∗ 𝑡 + 𝑐 ∗ 𝑡2 , 𝑢𝑛𝑑𝑒 𝑎 = 32.29, 𝑏 = 22.2 ∗ 10−3, 𝑐 = −3.48 ∗ 10−6; [

3]

t=373 K;

𝐶𝑝𝑆𝑂2= 32.29 + 22.2 ∗ 10−3 ∗ 373 − 3.48 ∗ 10−6 ∗ 3732 = 40.086

𝐽

𝑚𝑜𝑙 ∗ 𝐾=

40.086

64 ∗ 10−3

𝐶𝑝𝑆𝑂2= 626.34 𝐽/(𝑘𝑔 ∗ 𝐾)

𝑸𝑺𝑶𝟐= 777.72 ∗ 626.34 ∗ 373 = 1.816 ∗ 108𝐽/𝑕

Qabur antrenare=Gmabur antrenare*Iabur

Se stie ca un volum de abur antreneaza 1.5 volume de SO2.

𝐺𝑚𝑎𝑏𝑢𝑟 𝑎𝑛𝑡𝑟𝑒𝑛𝑎𝑟𝑒 =𝐺𝑣𝑆𝑂 2

1.5∗ 𝜌𝑎𝑏𝑢𝑟 =

777.72

2.091∗1.5∗ 0.597 = 148.032 𝑘𝑔 𝑕

𝜌𝑆𝑂2 ,𝑔1000𝐶 = 𝜌0 ∗

𝑇0

𝑇= 2.857 ∗

273

373= 2.091 𝑘𝑔 𝑚3 ;

ρabur=0.597 kg/m3 [

3];

Qabur antrenare=148.032 *2679*103=3.96*10

8 J/h

Qdesorbtie= -qdizolvare*𝑁𝑆𝑂2= 559877.5 ∗ 777.72 = 4.354 ∗ 108𝐽/𝑕

qdizolvare=559877.5 J/kg

41

Qabs. regenerat+condens=(L+Gmabur-Gmabur antrenare)*𝐶𝑝𝐻2𝑂 ∗ 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

𝐴𝑖𝑧= 𝛼𝑎𝑒𝑟 ∗ ∆𝑇 =

𝜆𝑖𝑧

𝛿𝑖𝑧∗ ∆𝑇1

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=45

0C;

- T2 reprezinta temperatura medie anuala având valori de 16-180C. Se admite T2=17

0C.

ΔT=Tp2-T2=45-17=280C;

ΔT1=T1-Tp2=100-45=550C;

42

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

𝛿𝑖𝑧∗ 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 +2 ∗ 𝜋 ∗ 𝐷𝑖𝑧

2

4= 3.14 ∗ 1.69 ∗ 31.72 +

2 ∗ 3.14 ∗ 1.692

4= 172.86 𝑚2

𝑲 =1

𝛿𝑖𝑧𝜆𝑖𝑧

+1

𝛼𝑎𝑒𝑟

=1

25∗10−3

0.098+

1

11.7

= 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*10

11=1.816*10

8+3.965*10

8+4.354*10

8+1.516*10

8+

(118799.54+Gmabur)*1576991.78

Gmabur*(2679*103-1576991.78)=2..31*10

10 Gmabur=18429.9 kg/h=5.119 kg/s

Indicele de utilizare a aburului:

43

𝑰 =𝑘𝑔 𝑎𝑏𝑢𝑟

𝑘𝑔 𝑆𝑂2 𝑜𝑏𝑡𝑖𝑛𝑢𝑡=

18429

777.72= 𝟐𝟑. 𝟔𝟗

3.3.2. Calculul conexiunilor desorberului

Diametrele racordurilor desorberului se calculeaza cu ecuatia debitului de fluid care circula prin

ele:

𝐺𝑣 =𝜋 ∗ 𝑑𝑟

2

4∗ 𝑤

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 =18429

0.597= 30870.98 𝑚3 𝑕

𝑑𝑟 = 4 ∗ 𝐺𝑣 𝑎𝑏𝑢𝑟

𝜋 ∗ 𝑤=

4 ∗ 30870.9

3600 ∗ 3.14 ∗ 35= 0.603 𝑚 𝑑𝑆𝑇𝐴𝑆 = 0.6 𝑚

𝑤𝑟𝑒𝑐 =𝐺𝑣 𝑎𝑏𝑢𝑟 ∗ 4

𝜋 ∗ 𝑑𝑟2

=30870.9 ∗ 4

3600 ∗ 3.14 ∗ 0.62= 30.34 𝑚/𝑠

Racord iesire abur antrenare + SO2

Admit weabur=20 m/s; 𝐺𝑣 = 𝐺𝑣 𝑎𝑏𝑢𝑟 𝑎𝑛𝑡𝑟𝑒𝑛𝑎𝑟𝑒 + 𝐺𝑣 𝑆𝑂2=

148.03

0.597+

777.72

2.091= 619.9 𝑚3/𝑕;

𝑑𝑟 = 4 ∗ 𝐺𝑣

𝜋 ∗ 𝑤=

4 ∗ 619.9

3600 ∗ 3.14 ∗ 20= 0.104 𝑚 𝑑𝑆𝑇𝐴𝑆 = 0.1 𝑚


𝜋 ∗ 𝑑𝑟2

=619.9 ∗ 4

3600 ∗ 3.14 ∗ 0.12= 21.93 𝑚/𝑠

Racord intrare solutie sulfuroasa

Admit wisol=0.7 m/s; 𝐿𝑣 = 𝐿𝑣 𝑆𝑂2+ 𝐿𝑣 𝐻2𝑂 =

777.72

1264+

118947 .58

983= 121.61 𝑚3 𝑕 ;

44

𝜌𝑆𝑂2𝑙600𝐶 = 1264 𝑘𝑔 𝑚3 ;

𝑑𝑟 = 4 ∗ 𝐿𝑣

𝜋 ∗ 𝑤=

4 ∗ 121.61

3600 ∗ 3.14 ∗ 0.7= 0.24 𝑚 𝑑𝑆𝑇𝐴𝑆 = 0.25 𝑚


𝜋 ∗ 𝑑𝑟2

=121.61 ∗ 4

3600 ∗ 3.14 ∗ 0.252= 0.688 𝑚/𝑠

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

3600 ∗ 3.14 ∗ 0.7 ∗ 958= 0.251 𝑚 𝑑𝑆𝑇𝐴𝑆 = 0.25 𝑚


𝜋 ∗ 𝑑𝑟2

=137229.528 ∗ 4

3600 ∗ 3.14 ∗ 0.252 ∗ 958= 0.81𝑚/𝑠

𝜌𝐻2𝑂,𝑙1000𝐶 = 958 𝑘𝑔 𝑚3 [

5]

Tabelul 4: Dimensiunile racordurilor desorberului

Nr.

crt Denumire racord

Diametru [m] Viteza fluidului [m/s]


1 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 0.24 0.25 0.7 0.688

4 Racord iesire absorbant

regenerat+condens 0.251 0.25 0.7 0.81

45

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

46

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,

47

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

2=

30 + 60

2= 450𝐶

Cpsol=CpA*xA+(1-xA)*CpB, unde A – SO2, B – H2O;

𝑥𝐴 = 𝑥𝐴𝑓 =𝑋𝑓

1+𝑋𝑓= 0.00649

𝑘𝑔 𝑆𝑂2

𝑘𝑔 []𝑙

𝐶𝑝 𝐻2𝑂450𝐶 = 0.998 𝑘𝑐𝑎𝑙 𝑘𝑔 ∗ 𝐾 [

3]

48

𝐶𝑝 𝑆𝑂2

450𝐶 = 0.347 𝑘𝑐𝑎𝑙 𝑘𝑔 ∗ 𝐾 [3]

𝐶𝑝 𝑆𝑂2

450𝐶 = 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*10

10+0.03*5.8*10

8*(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 ΔTmin=100-60=40

0C

∆𝑻𝒎 =∆𝑇𝑚𝑎𝑥 − ∆𝑇𝑚𝑖𝑛

𝑙𝑛∆𝑇𝑚𝑎𝑥

∆𝑇𝑚𝑖𝑛

=43.45 − 40

𝑙𝑛43.45

40

= 41.7 𝐾

Determinarea coeficientului global de transfer termic:

𝐾 =1

1𝛼1

+ 𝛿𝑖

𝜆𝑖+

1𝛼2

𝑛𝑖=1

(3.44)

49

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

1𝛼1

+𝛿𝑟

𝜆𝑟+

𝛿𝑡

𝜆𝑡+

𝛿𝑓

𝜆𝑓+

1𝛼2

(3.45)

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:

Q=K*A*ΔTm=α1*A*(T1-Tp1)=𝐴∗(𝑇𝑝1−𝑇𝑝2)

𝛿𝑖𝜆𝑖

𝑛𝑖=1

= 𝛼2 ∗ 𝐴 ∗ (𝑇𝑝2 − 𝑇2);

A=constant 𝑞 =𝑄

𝐴

q=K*ΔTm=α1*(T1-Tp1)=(𝑇𝑝1−𝑇𝑝2)

𝛿𝑖𝜆𝑖

𝑛𝑖=1

= 𝛼2 ∗ (𝑇𝑝2 − 𝑇2);

q=K*ΔTm;

𝑞1 = 𝛼1 ∗ (𝑇1 − 𝑇𝑝1) – flux termic specific cedat de fluidul cald;

𝑞𝑝 =𝑇𝑝1−𝑇𝑝2

𝛿𝑖𝜆𝑖

𝑛𝑖=1

- flux termic specific transferat prin perete;

50

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] :

51

Pentru rugina: 𝑟𝑟 =0.0005

1.163= 4.31 ∗ 10−4 𝑊 𝑚2 ∗ 𝐾 −1

Pentru fier sulfuros: 𝑟𝑓 =0.0005

1.163= 4.31 ∗ 10−4 𝑊 𝑚2 ∗ 𝐾 −1

Pentru otel: 𝑟𝑡 =𝛿𝑡

𝜆𝑡=

0.002

46.5= 0.43 ∗ 10−4 𝑊 𝑚2 ∗ 𝐾 −1

𝛿𝑖

𝜆𝑖= 0.000903 𝑛

𝑖=1 𝑊 𝑚2 ∗ 𝐾 −1;

Se va determina acum K:

𝐾 =1

1𝛼1

+ 𝛿𝑖

𝜆𝑖+

1𝛼2

𝑛𝑖=1

=1

12500

+ 0.000903 +1

1000

= 434.21 𝑊 𝑚2 ∗ 𝐾

2) 𝑇𝑝1 =𝛼1∗𝑇1−𝐾∗∆𝑇𝑚

𝛼1=

2500∗359.72−434.21∗41.7

2500= 352.47𝐾 ≅ 800𝐶

𝑇1 =373 + 346.45

2= 359.72 𝐾 ≅ 870𝐶

3) Admit Re=10000 (intertubular);

[5]𝑃𝑟870𝐶 = 1.7; 𝑃𝑟𝑝

800𝐶 = 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 ∗ 𝑅𝑒0.65 ∗ 𝑃𝑟0.36 ∗ 𝑃𝑟

𝑃𝑟𝑝

0.25

∗ 휀𝜑

εφ - este in functie de unghiul de atac, εφ=1 pentru un unghi de 900.

Nu=98.3

𝑁𝑢 =𝛼1 ∗ 𝑑𝑒

𝜆 ; 𝛼1 =

𝑁𝑢 ∗ 𝜆

𝑑𝑒=

98.3 ∗ 0.6785

0.025= 2667.86 𝑊 𝑚2 ∗ 𝐾

λ87

H2O=0.6785 W/m*K[5];

q1= α1*(T1-Tp1)=2667.86*(87-80)=18675.02 W/m2;

52

4) 𝑞1 = 𝑞𝑝 =𝑇𝑝1−𝑇𝑝2

𝛿𝑖𝜆𝑖

𝑛𝑖=1

𝑇𝑝2 = 𝑇𝑝1 − 𝑞1 ∗ 𝛿𝑖

𝜆𝑖

𝑛

𝑖=1

= 353 − 18675 ∗ 0.000903 = 336.136 𝐾 = 63.13℃

5) Admit Re=12000 (intratubular);

𝑇2 =30 + 60

2= 45℃

[5] 𝑃𝑟450𝐶 = 4; 𝑃𝑟𝑝

630𝐶 = 2.8;

La transmiterea caldurii prin convectie la curgerea turbulenta deplin dezvoltata in conducte drepte

si canale (Re>10000) [5]

𝑁𝑢 = 0.021 ∗ 휀𝑙 ∗ 𝑅𝑒0.8 ∗ 𝑃𝑟0.43 ∗ 𝑃𝑟

𝑃𝑟𝑝

0.25

unde εl=1;

Nu= 66.04;

𝑁𝑢 =𝛼2 ∗ 𝑑𝑖

𝜆 ; 𝛼2 =

𝑁𝑢 ∗ 𝜆

𝑑𝑖=

66.04 ∗ 0.641

0.021= 2015.79 𝑊 𝑚2 ∗ 𝐾

λ45

H2O=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:

53

𝐾 =1

1𝛼1

+ 𝛿𝑖

𝜆𝑖+

1𝛼2

𝑛𝑖=1

=1

12667.86 + 0.000903 +

12015.79

= 563.72 𝑊 𝑚2 ∗ 𝐾

2) 𝑇𝑝1 =𝛼1∗𝑇1−𝐾∗∆𝑇𝑚

𝛼1=

2667.86∗359.72−563.72∗41.7

2667.86= 350.9𝐾 = 77.9 ≅ 780𝐶

3) Admit Re=10000 (intertubular);

[5]𝑃𝑟870𝐶 = 1.7; 𝑃𝑟𝑝

780𝐶 = 2.1;

Nu=100.56;

𝑁𝑢 =𝛼1 ∗ 𝑑𝑒

𝜆 ; 𝛼1 =

𝑁𝑢 ∗ 𝜆

𝑑𝑒=

100.56 ∗ 0.6785

0.025= 2729.19 𝑊 𝑚2 ∗ 𝐾

q1= α1*(T1-Tp1)= 2729.19*(87-77.9)=24835.63 W/m2;

4) 𝑞1 = 𝑞𝑝 =𝑇𝑝1−𝑇𝑝2

𝛿𝑖𝜆𝑖

𝑛𝑖=1

𝑇𝑝2 = 𝑇𝑝1 − 𝑞1 ∗ 𝛿𝑖

𝜆𝑖

𝑛

𝑖=1

= 351 − 24562.78 ∗ 0.000903 = 328.81 𝐾 = 55.81 ≅ 560𝐶

5) Admit Re=13000 (intratubular);

[5]𝑃𝑟450𝐶 = 4; 𝑃𝑟𝑝

560𝐶 = 3.1;

Nu= 74.49

𝑁𝑢 =𝛼2 ∗ 𝑑𝑖

𝜆 ; 𝛼2 =

𝑁𝑢 ∗ 𝜆

𝑑𝑖=

74.49 ∗ 0.641

0.021= 2273.85 𝑊 𝑚2 ∗ 𝐾

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.

54

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).

T q1 q2

Tp1 80 18675.02 36284.2

Tp1' 78 24835.63 24580

Tabelul 5

Graficul 7.Variatia fluxului termic specific cu Tp1

55

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=78.03

0C

𝑞𝑟 = 𝐾 ∗ ∆𝑇𝑚𝐾 =𝑞𝑟

∆𝑇𝑚=

24750

41.7= 593.52 𝑊 𝑚2 ∗ 𝐾

𝑞𝑟 =𝑄𝑠𝑐𝑕

𝐴𝐴 =

𝑄𝑠𝑐𝑕

𝑞𝑟=

4.27 ∗ 106

24750= 172.52 𝑚2

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.

56

Determinarea lui α1 (spatiul intertubular):

Gv=0.039m3/s absorbant regenerat + condens;

𝑆 =𝜋∗(𝐷𝑚

2 −𝑛𝑡∗𝑑𝑒2)

4=

3.14∗(12−792∗0.0252)

4= 0.396𝑚2;

𝑤 =𝐺𝑣

𝑆=

0.039

0.396= 0.098 𝑚 𝑠 ;

[5]𝜌𝐻2𝑂

87℃ = 967 𝑘𝑔 𝑚3

[5] 𝜂𝐻2𝑂

87℃ = 327 ∗ 10−6 𝑃𝑎 ∗ 𝑠

𝑅𝑒 =𝜌∗𝑤∗𝑑𝑒

𝜂=

967∗0.098∗0.025

327∗10−6 = 7245.1;

𝑁𝑢 = 0.22 ∗ 𝑅𝑒0.65 ∗ 𝑃𝑟0.36 ∗ 𝑃𝑟

𝑃𝑟𝑝

0.25

∗ 휀𝜑 = 0.22 ∗ 7245.10.65 ∗ 1.70.36 ∗ 1.7

2.3

0.25

= 79.72

𝜶𝟏 =𝑁𝑢∗𝜆

𝑑𝑒=

79.72∗0.6785

0.025= 2163.73 𝑊 𝑚2 ∗ 𝐾 ;

Determinarea lui α2 (spatiul intratubular):

Gv=0.0337 m3/s;

𝑆 =𝜋∗𝑛𝑡∗𝑑𝑖

2

4∗4=

3.14∗792∗0.0212

16= 0.0685 𝑚2;

𝑤 =𝐺𝑣

𝑆=

0.0337

0.0685= 0.4919 𝑚 𝑠 ;

𝜌𝐻2𝑂45 = 990 𝑘𝑔 𝑚3

𝜂𝐻2𝑂45 = 603 ∗ 10−6 𝑃𝑎 ∗ 𝑠

Calculul densitatii solutiei sulfuroase se va folosi relatia urmatoare:

1

𝜌𝑎𝑚=

𝑥1

𝜌1+

𝑥2

𝜌2 [5

]

x1, x2: fractii masice: x1=0.00649 kg SO2/kg []l;

x2=1-x1=0.9935kg H2O/kg []l;

57

𝜌𝑆𝑂2 𝑙

45 = 1311.25 𝑘𝑔 𝑚3 ; [3]

1

𝜌𝑎𝑚=

𝑥1

𝜌1+

𝑥2

𝜌2=

0.00649

1311.25+

0.9935

990 𝜌𝑎𝑚 = 991.58 𝑘𝑔 𝑚3

𝑅𝑒 =𝜌∗𝑤∗𝑑𝑒

𝜂=

991.58∗0.4919∗0.021

603∗10−6 = 16986.62 >10000, regim turbulent

𝑁𝑢 = 0.021 ∗ 휀𝑙 ∗ 𝑅𝑒0.8 ∗ 𝑃𝑟0.43 ∗ 𝑃𝑟

𝑃𝑟𝑝

0.25

== 0.021 ∗ 1 ∗ 16986.620.8 ∗ 40.43 ∗ 4

3.1

0.25

= 98.37

𝛼2 =𝑁𝑢 ∗ 𝜆

𝑑𝑖=

98.37 ∗ 0.641

0.021= 3002.62 𝑊 𝑚2 ∗ 𝐾 ;

Se va putea determina acum valoarea coeficientului total de transfer termic, K:

𝑲 =1

1𝛼1

+ 𝛿𝑖

𝜆𝑖+

1𝛼2

𝑛𝑖=1

=1

12163.73 + 0.000903 +

13002.62

= 588.85 𝑊 𝑚2 ∗ 𝐾

Acum se va putea determina aria de transfer termic având noua valoare pentru K:

𝑨 =𝑄𝑠𝑐𝑕

𝐾 ∗ ∆𝑇𝑚=

4.27 ∗ 106

588.85 ∗ 41.7= 173.89 𝑚2

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

181∗ 100 = 3.92%

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;

58

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

2∗ 𝑙𝑐 =

𝜋 ∗ 𝑑𝑖2

4∗ 𝑛𝑡 𝑙𝑐 =

0.0212 ∗ 792

2 ∗ 1= 0.355 𝑚

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.

Tabelul 6: Dimensiunile racordurilor recuperatorului de caldura

Nr.

crt Denumire racord

Diametru [m] Viteza fluidului [m/s]


1 Racord intrare solutie sulfuroasa 0.1449 0.15 2 1.86

2 Racord iesire solutie sulfuroasa 0.24 0.25 0.7 0.688

3 Racord intrare absorbant


4 Racord iesire absorbant


59

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 =𝜋 ∗ 𝐷𝑚

2

4∗ 𝛿𝑡𝑎𝑏𝑙𝑎 =

3.14 ∗ 12

4∗ 6 ∗ 10−3 = 4.71 ∗ 10−3 𝑚3

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

60

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


61

3.6.Calculul separatorului de picaturi

Pentru separarea picaturilor de lichid(H2O) in curentul de SO2 care iese de la condensator se realizeaza intr-

un 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 intr-

un 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]

mDstas

mw

GDw

DG

fl

v

flv

3.0

][331.03600*2

9.61944

4

2

62

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]

][0187.0330

19.6 3mA

VVA uuuu

Daca cunoastem Vu putem afla diametrul umpluturii dat fiind faptul ca aceasta are forma cilindrica :

2

2 4

4 D

VHH

DV u

uuu

][246.03.0

0187.0*42

mHu

Fisa tehnica a utilajului

1. Denumirea aparatului : Separator de picaturi


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 = 0.0187m

3 ,Hu = 0.246m

5. Materiale de constructie : corp separator - OLC 37

umplutura- inele ceramice Rasching 15x15x2


63

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 constructiv-

functional, avem:

dispozitive fara elemente mobile,: sifon, montejous, sifon cu aer comprimat (pompa Mammut, Gas-

lift), 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.

64

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

103 ∗ 𝜂𝑇 𝑘𝑊

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 m

3/s (H2O)

ηT=0.4-0.7; Aleg ηT=0.6;

𝐻𝑚 =𝑝2−𝑝1

𝜌∗𝑔+ ∆𝑕𝑔 +

𝑤2

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

2 ∗ 𝑔+ ∆𝑕𝑝𝑖𝑒𝑟𝑑𝑒𝑟𝑖

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

65

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;

Δhpierderi=Δhf+Δhr.l= 𝜆 ∗𝐿

𝑑+ 𝜉𝑛

𝑖=1 ∗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 =𝜌∗𝑤∗𝑑

𝜂=

996∗1.86∗0.15

804∗10−6 = 345626;

𝑑𝑒

𝑒=

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]

𝜉𝑛𝑖=1 = 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 ∗

1.862

2∗9.81= 3.18 𝑚

𝑯𝒎 = 34.22 +1.862

2 ∗ 9.81+ 3.18 = 37.57 𝑚

𝑃𝑐 =0.03310 ∗ 37.57 ∗ 996 ∗ 9.81

103 ∗ 0.6= 20.25 𝑘𝑊

[5]β=1.2-1.15; Se admite β=1.2

66

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∗∆𝑝𝑡𝑜𝑡

103∗𝜂𝑇 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 m

3/s amestec gazos;

Δptot=Δpd+Δpst+Δppierderi

∆𝑝𝑑 =𝜌∗𝑤2

2 [Pa]

unde w – viteza in racordul de alimentare a absorberului cu amestecul gazos initial (m/s);

w=14.42 m/s

ρ=ρ30

am=1.287 kg/m3

∆𝑝𝑑 =1.287∗14.422

2= 133.8 [Pa]

Δpst=p2-p1=0;

Δppierderi=Δpf+Δpr.l.+Δputilaj

Δpf+Δpr.l= 𝜆 ∗𝐿

𝑑+ 𝜉𝑛

𝑖=1 ∗𝜌∗𝑤2

2

L=Hsch+1+1.25=3.25 m;

67

d=diametrul racordului de intrare a gazului in absorber; d=0.3 m;

λ=f(Re, d/e);

𝑅𝑒 =𝜌∗𝑤∗𝑑

𝜂=

1.287∗14.42∗0.3

0.018∗10−3= 309309;

𝑑𝑒

𝑒=

0.3

0.2∗10−3 = 1500;

𝜂30aer=0.018 ∗ 10−3𝑃𝑎

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;

𝜉𝑛𝑖=1 = 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∗14.422

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);

∆𝑝𝑐𝑜𝑙 .𝑢𝑠𝑐𝑎𝑡𝑎 = 𝜆 ∗𝐻𝑢

𝑑𝑒𝑐𝑕∗

𝜌∗𝑤2

2 [5

]

𝑑𝑒𝑐𝑕 =4∗휀

𝜆=

4∗0.74

204= 0.0145 𝑚;

𝑤 =𝑤𝑓

휀=

0.482

0.74= 0.652 𝑚/𝑠;

λ=f(Re);

𝑅𝑒 =𝜌∗𝑤∗𝑑𝑒𝑐

𝜂=

1.289∗0.652∗0.0145

0.018∗10−3= 675.96 > 40, rezulta un regim turbulent;

[5] Pentru Re>40 => 𝜆 =

16

𝑅𝑒 0.2 =16

675.960.2 = 4.346

∆𝑝𝑐𝑜𝑙 .𝑢𝑠𝑐𝑎𝑡𝑎 = 4.346 ∗25.972

0.0145∗

1.287 ∗ 0.6522

2= 2129.46 𝑃𝑎

68

𝐾 = 1 − 1.65 ∗ 10−10 ∗𝜆

휀− 𝐴

−3

𝐴 = 3 ∗ 𝑞𝑙

𝜌𝑙

2

∗𝜆

휀3∗

𝑏𝑙

2 ∗ 𝑔

1 3

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

𝑅𝑒0.3 𝑅𝑒 =

4 ∗ 𝑞𝑙

𝜆 ∗ 𝜂𝑙

𝐺𝐻2𝑂 = 118947.58 𝑘𝑔 h = 33.04 𝑘𝑔/𝑠;

𝑞𝑙 =33.04

𝜋∗1.642

4

= 15.64 𝑘𝑔 𝑚2 ∗ 𝑠 ;

𝑅𝑒 =4∗15.64

204∗0.8007∗10−3 = 383;

𝑏𝑙 =1.748

3830.3 = 0.293 ;

𝐴 = 3 ∗ 15.64

1000

2

∗204

0.743 ∗ 0.293

2∗9.81

1 3

= 0.300;

𝐾 = 1 − 1.65 ∗ 10−10 ∗204

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

103 ∗ 0.6= 12.859 𝑘𝑊

[5]β=1.2-1.15; Aleg β=1.2.

=> Pi=β*Pc=1.2*12.859 =15.43 kW

69

3.7.3 Fisa tehnica a utilajelor (pompe si suflante)

A.) Fisa tehnica a pompei

1. Denumirea aparatului : Pompa pentru transportul lichidului


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


3. Destinatie : Transportul fazelor gazoase spre coloanele de absorbtie/desorbtie

4. Functinare : Continua

5. Puterea de actionare a motorului : P = 15.4[KW]


70

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 de tip

termorezistenta).[7]

Figura 9. Schema bloc de automatizare a procesului

71

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,

72

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.

73

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

Proiect Operatii Unitare Cu Transfer de Masa

Documents

Transcript of Proiect Operatii Unitare Cu Transfer de Masa