Universitatea Politehnica BucurestiFacultatea de Chimie Aplicata Si Stiinta Materialelor

Metode de retinere a dioxidului de sulf

Student Biru Cristiana -Flavia

Anul IV

Specializarea Ingineria Mediului

An universitar 2014 - 2015

Instalaţii de desulfurare a gazelor

Introducere

Prezenţa dioxidului de sulf icircn gazele reziduale este stracircns legată de natura proceselor tehnologice care prelucrează diverse materii prime cu conţinut de sulf şi icircn cadrul cărora există cel puţin o etapă de transformare prin procese de oxidare sau icircn general de ardere Din acest punct de vedere cele mai importante surse antropogene de gaze reziduale cu conţinut de SO2 sunt

1 Industria energetică prin arderea combustibililor naturali sau sintetici (icircn special a cărbunilor şi a păcurii sau a altor combustibili petrolieri grei care au un conţinut relativ mare de sulf)

2 Industria de metalurgie neferoasă prin prelucrarea oxidativă a sulfurilor metalice de Zn Pb Cu etc

3 Industria chimică de prelucrare sau obţinere a compuşilor cu sulf icircn special fabricarea acidului sulfuric

Prin efectul poluant şi cantităţile emise anual icircn atmosferă dioxidul de sulf este principalul poluant gazos motiv pentru care de-a lungul timpului şi cu atacirct mai mult la ora actuală a existat şi există o preocupare intensă privind elaborarea şi aplicarea unor procedee eficiente de desulfurare a gazelor reziduale Principalele probleme pe care le ridică desulfurarea gazelor reziduale cu conţinut de SO2 sunt

- debitele foarte mari de gaze reziduale (icircn cazul centralelor electrice avacircnd valori de ordinul 106 Nm3h)

- concentraţia scăzută a SO2 icircn gazele reziduale (uzual 01 - 02)

- prezenţa altor compuşi cu caracter acid (CO2 NOx SO3 etc) şi a suspensiilor solide icircn gaze

- temperatura ridicată a gazelor icircn multe cazuri fiind necesară răcirea acestora şi apoi reicircncălzirea lor după desulfurare icircn vederea unei mai bune dispersii atmosferice

- obţinerea prin desulfurare a unor produşi cu conţinut de sulf greu valorificabili sau nevalorificabili şi ca urmare are loc un transfer poluant către apă sau sol iar cheltuielile pentru desulfurare sunt mari şi greu de recuperat

Aceste aspecte particulare fac ca majoritatea procedeelor de desulfurare a gazelor reziduale cu conţinut de SO2 să vizeze mai mult limitarea poluării

atmosferei şi mai puţin recuperarea şi valorificarea sulfului Cheltuielile mari de desulfurare au făcut ca aplicarea cu rezultate notabile a procedeelor desulfurare să fie foarte mult limitată introducerea tehnologiilor de desulfurare fiind impusă de legislaţia de mediu Procedeele de desulfurare de tip FGD (Flue Gas Desulfurization) dezvoltate icircn special după anul 1944 sunt extrem de diversificate şi pot fi formal clasificate icircn următoarele categorii

bull Procedee uscate

- bazate pe adsorbţie fizică

- bazate pe adsorbţie şi reacţie chimică

- bazate pe procese chimice catalitice sau necatalitice

bull Procedee umede

- bazate pe procese de absorbţie fizică icircn soluţii

- bazate pe procese de absorbţie şi reacţie chimică icircn soluţii sau icircn suspensii

bull Procedee combinate icircn cadrul cărora pot avea loc procese complexe atacirct fizice cacirct şi chimice

Sectorul energetic este unul din marii poluatori din economie Poluarea atmosferei de către sistemul energetic are următoarele trei principale consecinţe poluarea la distanţe lungi degradarea calităţii aerului din cauza condiţiilor precare de dispersie atmosferică şi emisiile de gaze cu efect de seră Sectorul energetic din cauza combustibililor fosili (cărbune gaz natural păcură) utilizaţi de Instalaţiile Mari de Ardere (IMA) produce cea mai mare cantitate de emisii de gaze cu efect de seră (bioxid de carbon) una dintre principalele cauze ale schimbărilor climatice IMA evacuează icircn atmosferă cantităţi semnificative de emisii poluante circa 88 din emisiile totale la nivel naţional de NOx 90 din cele de SO2 şi 72 din cantitatea de pulberi acestea fiind generate icircn procesul de ardere a combustibililor fosili icircn capacităţile de producere a energiei electrice

Deşi sectorul energetic beneficiază de perioade de tranziţie obţinute prin Tratatul de Aderare pacircnă icircn anul 2013 pentru emisiile de SO2 NOx şi pulberi respectiv 2017 pentru reducerea suplimentară a emisiilor de NOx icircn vederea conformării cu prevederile Directivei 200180EC cacirct şi cu angajamentele luate icircn cadrul Protocolului de la Gothenburg Romacircnia trebuie să realizeze icircntr-o perioadă relativ scurtă investiţii icircn obiective de mediu care implică resurse financiare substanţiale pentru reducerea emisiilor de SO2 NOx şi pulberi la IMA prin realizarea proiectelor de montare a instalaţiilor de desulfurare a gazelor de ardere de arzătoare cu NOx redus şi de filtre la grupurile energetice deja modernizateretehnologizate

Icircn grupurile modernizate retehnologizate proiectele de investiţii icircn instalaţiile de desulfurare a gazelor de ardere arzătoare cu NOx redus şi filtre pentru IMA au ca efect principal reducerea emisiilor de poluanţi icircn aer şi creşterea calităţii mediului icircnconjurător prin diminuarea fenomenelor de acidifiere care afectează solurile apele fauna şi flora şi reducerea formării ozonului care are efecte adverse asupra sănătăţii umane şi asupra ecosistemelor

Arderea combustibililor fosili conduce la evacuarea icircn atmosferă a unor volume importante de oxizi gazoşi de sulf Icircn urma precipitaţiilor chimice şi a transformărilor pe care le suferă icircn atmosferă aceşti oxizi devin sursa precipitaţiilor acide formă sub care icircşi exercită la nivelul solului acţiunea distrugătoare asupra vegetaţiei perene Icircn acelaşi timp icircn condiţiile specifice (temperatură şi presiune ridicată prezenţa umidităţii alături de particule de cenuşă) ce caracterizează circulaţia gazelor arse dinspre instalaţia de ardere spre coşul de evacuare icircn atmosferă oxizii gazoşi exercită o puternică acţiune corozivă asupra instalaţiilor ce compun circuitul gazelor arse Astfel se intensifică uzura instalaţiilor

Icircntr-o primă fază bioxidul de sulf dă naştere acidului sulfuros care prin oxidare sub acţiunea radiaţiei solare se transformă icircn acid sulfuric Acţiunea poluatoare a H2SO4 se exercită sub forma ploilor acide principalul factor generator al bdquomorţii pădurilorldquo icircn ţările industrializate din Europa de vest şi centrală Intracircnd icircn circulaţia atmosferică zonală SO2 exercită efectul poluant nu numai icircn regiunea sau ţara icircn care este generat ci şi icircn alte regiuni sau ţări aflate pe direcţia vacircnturilor dominante Acest proces este favorizat de construirea unor coşuri icircnalte (peste 200divide250 m) prin intermediul cărora gazele arse avacircnd o temperatură ridicată (160divide175 degC) şi o viteză de evacuare mare sunt conduse prin intermediul coşurilor icircnalte la o icircnălţime egală icircn medie cu dublul icircnălţimii coşului (cca 500 m de la nivelul solului)

Metode de reţinere a bioxidului de sulf

Cu excepţia unor procese chimice speciale arderea combustibililor fosili reprezintă principala sursă de dioxid de sulf (SO2) Se deosebesc trei căi principale de reducere a emisiei de SO2 respectiv desulfurarea combustibililor alegerea corespunzătoare a combustibilului desulfurarea gazelor de ardere Reţinerea bioxidului de sulf poate avea loc icircn toate fazele folosirii combustibilului icircncepacircnd cu pregătirea lui icircnaintea arderii icircn timpul arderii şi după ardere (prin acţiuni asupra gazelor de ardere)

Icircn cărbune sulful este prezent sub 3 forme

1) sulf organic

2) radical sulfat

3) pirită

Icircn păcură sulful poate fi doar sub formă de sulf organic şi radical sulfat Icircn general combustibilii gazoşi naturali au un conţinut neglijabil de sulf Gazele de sondă sau de rafinărie conţin hidrogen sulfurat (H2S) precum şi dioxid de carbon (CO2) şi mercaptan De exemplu gazul de gazogen din cărbune conţine circa 1 H2S şi 6 CO2 Sulful organic care face parte integrantă din diagramă Fe-carbon şi care nu poate fi extras prin segregare fizică directă reprezintă 30divide70 din totalul de sulf Icircn general raportul sulf organicsulf total este mai ridicat la combustibilul cu conţinut scăzut de sulf şi scade cu creşterea conţinutului de sulf Conţinutul de sulf din radical sulfat este icircn general inferior 005 [ ] Pirită icircn cărbune se află sub formă de particule discrete şi chiar microscopice Este un mineral greu cu o densitate de aproximativ 50 icircn timp ce cărbunele are o densitate maximă de numai 18 [kgdm3]

Conţinutul icircn pirită al cărbunelui poate fi uşor redus prin reducerea granulaţiei urmată de o separare gravitaţională Icircn general cantitatea de pirită reţinută creşte pe măsură ce cărbunele este măcinat icircn particule cacirct mai fine şi densitatea la care se produce separarea scade Particulele de cărbune cu conţinut redus de pirită şi particulele de cenuşă vor cădea cu particulele minerale pure De aici rezultă un produs mai curat icircnsa cu pierderi mai ridicate de energie sau de căldură Cacircnd aceste particule sunt foarte fine metoda de segregare gravimetrică devine mai puţin rentabilă Icircn cazul utilizării cărbunelui desulfurarea combustibilului este relativ dificilă Icircn focarele de mare capacitate cu accent asupra acelora din centralele termoelectrice utilizarea unor combustibili cu conţinut scăzut de sulf dar mai scumpi nu reprezintă o soluţie viabilă icircntotdeauna Din acest motiv pentru reducerea emisiei de SO2 se realizează o desulfurare a gazelor de ardere

Rafinarea petrolului brut este icircnsoţită şi de o producţie de hidrogen sulfurat care diferă icircn funcţie de caracteristicile petrolului brut Pentru eliminarea sulfului din petrolul supus rafinării se introduce un gaz bogat icircn hidrogen ceea ce facilitează formarea hidrogenului sulfurat Procedeul este cunoscut sub denumirea de hidrorafinare care permite totodată şi reţinerea altor impurităţi (azot apă oxigen) icircntr-un reactor cu catalizatori adecvaţi

Icircn procesul de rafinare conţinutul de sulf din combustibili lichizi uşori este reglat prin amestecul mai multor sorturi cu concentraţii diferite de sulf Icircn plus

combustibilul lichid uşor poate fi desulfurat prin hidrogenare (desulfurarea combustibilului) Desulfurarea are loc icircn prezenţa unor catalizatori de cele mai multe ori cobalt şi molibden pe un suport de alumină la temperaturi şi presiuni de 320divide420 ordmC respectiv 25divide70 bar Icircn timpul procesului sulful este eliminat prin hidrogenare sub formă de hidrogen sulfurat care este transformat ulterior icircn sulf elementar

Eliminarea sulfului şi azotului are ca efect şi distrugerea unui icircnsemnat număr de molecule grele obţinacircndu-se astfel creşterea ponderii produşilor uşori Introducerea hidrogenului se poate realiza icircn toate fazele prelucrării petrolului care poate conduce la creşterea gradului de reţinere a sulfului pacircnă la circa 65 Pentru desulfurarea combustibilului gazos procedeele constau icircn extragerea concentrarea şi reţinerea hidrogenului sulfurat H2S care urmează a fi tratat conform unor procedee specifice

Din hidrogenul sulfurat aflat icircn fază gazoasă se recuperează sulful printr-o spălare cu amacircne urmată de procedee de tip Claus realizacircnd o reţinere a sulfului icircn proporţie de 95 Se mai utilizează şi o recuperare complementară a sulfului din gazele ieşite din recuperatorul Claus cu un randament de 4divide49 iar restul se arde producacircnd SO2

Reziduurile solide din epurarea cărbunelui pot fi grosiere sau fine şi sunt compuse din deşeuri de cărbune ardezie şisturi de cărbune de pirită şi argilă O metodă de a scăpa de aceste deşeuri ale cărbunelui brut constă icircn depozitarea icircn strat pe un teren netezit compactarea acoperirea cu pămacircnt şi apoi replantarea cu vegetaţie Aceste metode sunt menite să icircmpiedice aprinderea spontană şi infiltrarea apei Reziduurile fine sunt de obicei deversate icircn bazine de decantare sub formă de noroi sau deshidratate şi adăugate la grămada de reziduuri grosiere

O posibilitate de a reduce emisia de SO2 este alegerea unui anumit combustibil (icircn faza de proiectare) sau schimbarea celui utilizat icircn mod curent icircn exploatare (alegerea combustibilului) De exemplu icircn ultimii ani utilizarea gazului natural a crescut considerabil icircn instalaţiile de mică şi medie capacitate Cum conţinutul de sulf din gazul natural este practic neglijabil emisia de SO2 a fost redusă pe această cale

O altă posibilitate de limitare a emisiei dar numai pacircnă la jumătate din cea naturală se poate obţine prin insuflarea de aditivi icircn focar icircn timpul arderii fie sub formă de praf de dolomită injectat cu praful de cărbune fie sub forma unor emulsii de particule icircn hidrocarburi dozate icircn combustibilul lichid

Pudră de calcar este injectată icircn focar unde este calcinată la CaO care reacţionează cu SO2 rezultacircnd CaSO4 Produsul desulfurării şi aditivul care nu a

reacţionat sunt colectate icircn precipitator icircmpreuna cu aerul de combustie Metoda a avut cele mai bune rezultate deoarece calcarul este injectat la o temperatură favorabilă şi acolo se află o presiune suficientă datorată aerului de la partea superioară a arzătorului pentru a distribui bine aditivul Funcţie de sarcina cazanului eficienţa reducerii atinge valori de 50divide70

Avantajele injecţiei de calcar sunt proces simplu realizare rapidă costul investiţiei scăzut consum mic de energie disponibilitatea instalaţiei ridicată

Dezavantajele metodei sunt grad de desulfurare limitat tendinţa de zgurificare icircn focar manipulare dificilă a cenuşei

Normele foarte severe de emisie care coboară valoarea de la 2divide35 gm3 la numai 04 gm3 cum este exemplul pentru Japonia SUA Germania impun neapărat folosirea unor instalaţii chimice de desulfurare a gazelor la toate cazurile de ardere a cărbunelui icircn cazane cu focare clasice sau a păcurii cu conţinut ridicat de sulf

Icircn ultimele două decenii au fost dezvoltate mai multe procedee de desulfurare dintre care cele mai importante sunt

bull procedeul umed icircn care se introduce ca agent activ o soluţie de hidroxid de calciu şi carbonat de sodiu obţinacircnd ca deşeu nămoluri nerecuperabile sau cel mult cu posibilitate de extracţie de gips

bull procedeul semiuscat icircn care se introduce ca agent activ o soluţie concentrată de amoniac sau hidroxid de calciu icircn filtru avacircnd loc evaporarea completă a apei Produsele sulfatice sunt recuperate icircn stare uscată permiţacircnd reintroducerea lor icircn circuitul economic

bull procedeul catalitic cu producere de sulf aplicat la o temperatură ridicată a gazelor de ardere

Cea mai largă implementare industrială o are procedeul umed Prin spălarea sau umidificarea aerului se obţine o răcire a gazelor pacircnă la 50divide60 degC la procedeul umed şi la 70divide100 degC la cel semiuscat Icircn aceste condiţii ridicarea penei de fum se limitează şi dispersia este dezavantajată Efectul de reducere a fondului de SO2 icircn atmosferă rămacircne icircn acest caz să se resimtă numai pe ansamblul teritoriului la distanţe mari Coboracircrea temperaturii sub temperatura punctului de rouă acidă atrage coroziuni inacceptabile sub aspectul fiabilităţii traseului de gaze motiv pentru care este necesară reicircncălzirea gazelor fie cu abur fie regenerativ fie cu amestec de gaze fierbinţi fie prin căldura obţinută prin arderea de combustibil suplimentar

Instalaţiile de desulfurare uscată şi semiuscată sunt utilizate mai rar icircn special pentru centralele mici datorită pericolului intoxicării cu amoniac Principala caracteristică a desulfurării umede este reducerea simultană a SO2 şi producerea de gips şi de asemenea controlul alimentării cu calcar esenţial pentru a icircnvinge fluctuaţiile sulfului conţinut icircn combustibil Gazele de ardere de la electrofiltru sau de la ieşirea din preicircncălzitorul de aer regenerativ sunt introduse icircn scruber prin intermediul a două ventilatoare icircnaintase cacircte unul pe fiecare linie

Icircnainte de primul scruber este instalat un schimbător de căldură gazgaz care răceşte gazul cu conţinut de SO2 icircnainte de intrarea icircn scruber şi icircncălzeşte gazul curat pacircnă la aproximativ 100 degC Gazul din linia a doua este introdus direct icircn cel de-al doilea scruber şi apoi fără a fi reicircncălzit se amestecă cu gazul curat (reicircncălzit la 100 degC) de la primul scruber Astfel rezultă o temperatură a gazelor la coş de circa 80 degC Gipsul produs e subţiat pacircnă la 30 conţinut solid şi ulterior e uscat pacircnă la 15 umiditate icircntr-un filtru cu vacuum Preaplinul concentratorului şi produsul filtrării sunt circulate complet icircn proces Nu se produce apă uzată iar 25 din gipsul rezultat este utilizat icircn industria cimentului

Icircn tabelul ce urmează sunt prezentate schematic principalele procedee comerciale de desulfurare a gazelor de ardere

Epurare prin metoda umedă

Procedeu Tehnică (metodă) Produse secundare

Var calcarCaOCaCO3

Absorbţia SO2 cu var stins (nămol de

var) sau calcar

Nămol de epurare

sau gips

Sodă de rufe

NaOH

Absorbţia SO2 cu o soluţie de sodă

caustică sau de carbonat de sodiu

Apă reziduală sau

soluţie spălat rufe

SoluţieAlcalină

Absorbţia SO2 cu soluţie de Na

rezultată din soluţie alcalină calcică

Nămol sau gips

(CaSO4)

Amoniac -Walther

Absorbţie cu NH3 apoi oxidare icircn

sulfat de amoniu

Icircngrăşămacircnt pe bază de sulfat de amoniu

Oxid de

magneziu

SO2 intră icircn reacţie cu un amestec de

oxid şi hidroxid de magneziu

reciclarea reactivului după

deshidratare şi regenerare

Sulf elementar sau acid sulfuric

Sulfit de sodiu

(wellmanndashlord)

Absorbţia SO2 cu o soluţie de sulfit

de sodiu care este apoi reciclată şi

regenerată

Sulf elementar sau

H2SO4 cantităţi

mici de sulfat de

sodiu

Citrat Absorbţia SO2 cu o soluţie de citrat Sulf elementar

de Na Absorbantul este regenerat şi

produşii secundari transformaţi icircn S2

prin reducţie icircn fază lichidă cu H2S

Carbonat apos Absorbţia SO2 cu o soluţie de

carbonat de sodiu deshidratat prin

pulverizare regenerare + reciclare

Sulf elementar

Uscare prin

pulverizare

Pulverizare şi

uscare

Reacţia unui nămol de absorbţie

pulverizat cu SO2 şi uscare simultană

Deşeuri uscate

Procedeu

uscat

Absorbţie pe

cărbune activ

Absorbţia şi desorbţia SO2 pe cărbune

activ

Sulf elementar

Desulfurarea gazelor de ardere

Sistemele de desulfurare a gazelor de ardere cel mai des utilizate sunt descrise schematic prin diagrame icircn figura 1 Icircn desulfurarea uscată SO2 şi SO3 sunt reţinute prin procese fizice (adsorbţie) sau chimice (absorbţie şi reacţii chimice)

Fig 1 Sisteme de desulfurare a gazelor de ardereIcircn adsorbţia uscată agentul de adsorbţie este dirijat să icircntacirclnească gazele ce

trebuie desulfurate Apoi agentul este reactivat icircn regenerator şi este trimis icircnapoi icircn procesul de adsorbţie Icircn adsorbţia uscată agentul de adsorbţie este pulverizat icircn gazele de ardere

Icircn procedeele semiuscate o suspensie alcalină sau alcalino - pămacircntoasă este adusă icircn contact cu gazele de ardere de desulfurat Icircn gazele de ardere fierbinţi se formează un produs uscat de reacţie care este colectat apoi icircn filtrele de particule

Desulfurarea umedă a gazelor de ardere are loc icircn turnuri de injecţie numite scrubere Icircn acest caz o soluţie sau suspensie alcalină sau alcalino-pamacircntoasa este dispersată icircn gazul de desulfurat sau este adusă icircntr-un contact omogen cu acesta astfel icircncacirct oxizii de sulf sunt icircndepărtaţi prin absorbţie Spălarea gazului cu apă este posibilă dar tendinţa gazelor de a se dizolva icircn apă este relativ redusă [4]

O metodă de desulfurare uscată a gazelor de ardere bazată pe adsorbţie fizică utilizează aditivi solizi Pe acest principiu se bazează icircndepărtarea combinată a oxizilor de sulf şi de azot cu cocs activ O altă posibilitate icircn special pentru instalaţii mici şi mijlocii (icircntre 50 - 100 MW) este absorbţia chimică a SO2 de către aditivi uscaţi activi din punct de vedere chimic Adăugarea de aditivi uscaţi pulverizaţi pe bază de calciu sau magneziu pentru reducerea emisiilor de componente acide ale gazelor (SO2 dar şi HCI şi HF) este cunoscută de mult timp şi reprezintă de cacirctva timp un procedeu obişnuit aplicat icircn numeroase focare Aditivii pot fi injectaţi icircn diferite puncte ale arderii sau icircn diferite puncte ale traseului gazelor de ardere

Procesele icircn care aditivul este adăugat icircntre generatorul de abur şi filtrul de particule este cel mai des icircntacirclnit icircntrucacirct este icircnsoţit de modificări minimale ale instalaţiei existente (camera de ardere construcţia cazanului) Icircn unele cazuri aditivul este introdus la sfacircrşitul traseului gazelor de ardere respectiv icircntre filtrul de particule şi coş icircn acest caz sunt necesare filtre de particule suplimentare

Icircn cazul arderii cărbunelui brun şi la arderea icircn strat fluidizat s-au obţinut rezultate bune prin dozarea aditivului icircn combustibil Figura 3 arată gradul de absorbţie a SO2 corespunzător diferiţilor aditivi uscaţi icircn funcţie de temperatură La temperaturi ridicate aditivii pe bază de magneziu se caracterizează prin grade mai reduse de absorbţie şi intervale active de temperatură mai icircnguste

Fig 3 Dependenţa de temperatură a absorbţiei de SO2 pentru diferiţi aditivi uscaţi

De asemenea eficienţa absorbţiei de SO2 cu ajutorul aditivilor uscaţi depinde şi de alţi factori precum timpul de rezidenţă gradul de amestecare a aditivului cu gazele de ardere de dimensiunile particulelor şi de porozitate Etapele reacţiei de calcinare hidratare şi absorbţie de SO2 a dolomitei sunt prezentate icircn figura 4

Fig 4 Etapele reacţiei de calcinare hidratare şi sulfatare a dolomitei

Icircn cazul metodelor uscate nu se produc ape reziduale Utilizarea produselor solide rezultate depinde de compoziţia lor chimică şi de modul de reţinere al acestora

Procesele semiuscate s-au dezvoltat pe baza faptului că absorbţia SO2 pe particulele de calcar poate fi icircmbunătăţită prin umidificarea acestora Icircn aceste procese agentul de absorbţie icircn general o suspensie de var sau de carbonat de sodiu ori o leşie de sodă caustică este pulverizată icircn gazele de ardere fierbinţi dispersate extrem de facircn Icircn urma acestui proces apa din absorbant vaporizează şi SO2 reacţionează cu agentul de absorbţie

Procesul de vaporizare durează pacircnă cacircnd produşii de reacţie iau forma unei pulberi uscate Aceasta poate fi icircndepărtată apoi din gazele de ardere cu ajutorul unei instalaţii clasice de desprăfuire (electrofiltru sau filtru sac)

Icircn figura 5 este prezentat procesul de desulfurare a gazelor de ardere prin acest procedeu Produsul final este alcătuit din gips la care se adăugă sulfit şi oxid de calciu De aceea cacircteodată se realizează o tratare termică ulterioară icircn scopul

majorării conţinutului de gips Produsele de reacţie cu un conţinut ridicat de gips pot fi utilizate icircn industria betoanelor şi a materialelor de construcţii Altfel reziduurile pot fi folosite icircn acelaşi mod ca cele rezultate icircn urma proceselor uscate de desulfurare

Principalul avantaj al procedeului de absorbţie prin pulverizare este acela că apa necesară vaporizează nerezultacircnd ape reziduale Icircn general gazele de ardere nu trebuie reicircncălzite din nou Icircn comparaţie cu procedeul uscat prin cel semiuscat se ating grade superioare de absorbţie a SO2 sbquo cu un exces mai redus de aditiv Totuşi cheltuielile de investiţie sunt mai ridicate

Desulfurarea umedă

Procesele de absorbţie umedă pot utiliza diverşi absorbanţi alcalini alcalinopamacircntosi sau alţi absorbanţi Solubilitatea icircn apă a absorbanţilor alcalini este mult mai mare decacirct a celor alcalino-pamacircntosi Icircn grupul de procese utilizacircnd alţi absorbanţi lichidul de spălare este icircn principal o soluţie acidă Factorul comun pentru toate aceste procese este utilizarea instalaţiilor icircn care se realizează contactul icircntre gaz şi lichid Aceste instalaţii creează o suprafaţă mare de contact realizacircnd transferul de masă al SO2 către fază lichidă Icircn cele ce urmează este prezentat procesul de desulfurare cu oxid de calciu

Dezvoltarea procedeelor de desulfurare umedă a gazelor de ardere de la centralele electrice pe bază de CaO a icircnceput icircn SUA icircn cadrul preocupărilor pentru eliminarea simultană a particulelor şi a dioxidului de sulf printr-o metodă

umedă Astfel scruberele Venturi de desprăfuire umedă au icircnceput să fie utilizate şi la desulfurarea gazelor de ardere Aceasta a condus icircn multe cazuri la reacţii icircntre particulele de cenuşă şi oxidul de calciu sau calcarul utilizat avacircnd drept consecinţa icircnfundarea scruberelor a conductelor şi a pompelor De aceea electrofiltrul era situat icircnaintea scruberului de tip Venturi Numai icircn acest mod se obţine un gips pur care poate fi revalorificat

Scruberele Venturi nu au fost icircn general acceptate deoarece realizau pierderi mari de presiune respectiv consum ridicat de energie Icircntre timp au fost dezvoltate alte tipuri de scrubare precum turnuri de spălare cu tub Venturi integrat sau alte componente Turnurile alcătuite din componente simple pentru minimizarea pierderilor s-au dovedit a fi soluţia cea mai bună (figura 6)

Fig 6 Turn de absorbţie prin pulverizare pentru desulfurarea umedă a gazelor

Astfel turnurile de spălare de construcţie mai nouă nu conţin decacirct cacircteva nivele spaţioase de pulverizare şi separatoare de picături instalate orizontal

Aceasta a condus la minimizarea pierderilor de presiune Un turn de spălare este alcătuit din trei părţi principale

zona inferioară de drenaj zona de contact gaz lichid zona de gaze de ardere curate

Icircn zona de drenaj suspensia rezultată din spălare este colectată amestecată ventilată şi icircmbogăţită cu absorbant proaspăt Volumul acestei zone este determinat icircn principal de viteză de dizolvare a absorbantului precum şi de cantitatea de SO2 ce trebuie icircnlăturată

Icircn zona mijlocie a scruberului zona de contact gaz lichid gazele sunt aduse icircn contact cu suspensia de spălare icircn contracurent şi astfel sunt spălate Lichidul de spălare este distribuit uniform pe mai multe nivele de pulverizare Astfel se creează un spaţiu de amestec omogen gaz lichid icircn care are loc transferul de masă de la gazele de ardere la lichidul de spălare

Icircn partea superioară a scruberului (zona de gaze de ardere curate) gazele de ardere trec printr-un separator de picături icircn care se reţin picăturile fine de lichid pe care le-au antrenat Pentru curăţare separatorul de picături este spălat cu apă de sus icircn jos icircntr-o anumită succesiune a sectoarelor acestuia cu ajutorul unor pulverizatoare

Figura 7 prezintă schema unei instalaţii moderne de desulfurare a gazelor de ardere cu oxidare integrată folosind calcar drept absorbant Astfel de instalaţii sunt icircn funcţiune icircn centralele noi din Germania Gazele care trebuie curăţate sunt răcite icircn schimbătorul regenerativ de căldură gaze-gaze şi trec prin turnul de spălare icircn contracurent faţă de absorbant Pentru a se evită suprasaturarea cu vapori de apă gazele curate sunt reicircncălzite icircn schimbătorul de căldură pacircnă la aproximativ 90 0C Eficienţa scruberului este de circa 92divide98 sbquo astfel icircncacirct se poate respecta fără vreo dificultate nu numai norma de 400 mg SO2m3sbquo dar şi alte cerinţe mai restrictive privind emisiile de SO2 Lichidul de spălare are o evoluţie ciclică Calcarul măcinat fin este preluat din siloz şi preparat cu apă (apă reziduală) rezultacircnd o suspensie care alimentează continuu zona inferioară a scruberului Pe de altă parte suspensia de gips este evacuată din scruber Separarea cristalelor mai mari de gips micşorarea lor ulterioară şi procesarea acestora se face icircntr-un hidrociclon Particulele fine de ghips care nu pot fi deshidratate atacirct de bine sunt trimise icircnapoi icircn ciclul absorbantului sub formă de cristale de sămacircnţă

Apa reziduală evacuată din ciclu trebuie tratată datorită conţinutului său ridicat de ioni şi de metale Unul dintre parametrii cei mai critici care determină cantitatea de apă uzată este conţinutul de cloride din gazul de evacuare şi apă de

proces deoarece concentraţia de cloride afectează nivelul de coroziune şi calitatea gipsului Odată ce caracteristicile apei uzate sunt bine determinate poate fi proiectat un sistem de tratare a apei uzate Icircn general este suficient un tratament fizico-chimic standard pentru a satisface cerinţele de protecţiei a mediului

Fig 7 Schema unei instalaţii de desulfurare a gazelor cu oxidare integrată

Gipsul rezultat ca produs secundar este folosit icircn industria materialelor de construcţii Gradul de calitate al gipsului este un factor important pentru proiectarea sistemului

Gipsul pentru pereţi trebuie să fie de o calitate ridicată o puritate icircnalta umezeală scăzută un conţinut foarte mic de compuşi sulfiţi neoxidaţi şi de substanţe dizolvate

Gipsul pentru ciment este tot un gips de calitate ridicată totuşi de o puritate mai scăzută decacirct icircn cazul anterior Conţinutul de umezeală trebuie să fie scăzut şi la fel trebuie să fie conţinutul de compuşi sulfiţi neoxidaţi şi de substanţe dizolvate

Icircn general gipsul este uscat de abur acesta fiind apoi trecut printr-o maşină de brichetat şi apoi depozitat icircn saci sau silozuri Gipsul recuperat prin oxidare icircntr-o singură buclă are o puritate mai redusă şi o umezeală mai mare comparativ cu cel obţinut prin oxidarea icircn două bucle

Aplicatie- purificarea gazelor de ardere pe baza de carbune

Sa se calculeze o instalatie de purificare a gazelor de ardere de la o central termica pe baza de carbune

In central se arde o cantitate de carbune de 30-05n th carbune care contine 25-001n S si 3+002n cenusa

Excesul de aer pentru ardere este de 25+02n Instalatia se bazeaza pe absorbtia SO2 in suspensie de Ca(OH)2 iar randamentul este de 95

n = 5

Bilant in punctul 1

Debitul de alimentare

30minus05 ∙5=275 t h=27500 kg h

Procentul de Sulf

25minus001∙ 5=245

Procentul de cenusa

3+002 ∙ 5=31

Excesul de aer

25+02 ∙ n=26 exces aer

Procentul de carbune

100minus( S+ cenusa )=100minus (245+31 )=9445 C

Debitul de Sulf

GS(1 )= S

100∙GT=

245100

∙ 27500=67375 kgh

Debitul de cenusa

Gcenusa(1 ) =cenusa

100∙GT=

31100

∙ 27500=8525 kg h

Debitul de carbon

GC(1 )=C

100∙GT=

9445100

∙27500=2597375 kgh

Se calculeaza cantitatea de oxigen necesara arderii carbunelui

C+O2rarr CO2

12 kg C 32 kg O2 44 kg CO2

GC x y

x=GC ∙ 32

12=2597375∙ 32

12=6926133 kg h

GCO2

(1 ) = y=GC ∙ 44

12=2597375 ∙44

12=9523433 kgh

Se calculeaza cantitatea necesara arderii sulfului

S+O2 rarr SO2

32 kg C 32 kg O2 64 kg SO2

GS xrsquo yrsquo

x =GS ∙ 32

32=67375 ∙ 32

32=67375 kgh

GSO2

(1 ) = y=GC ∙ 44

32=67375∙ 64

32=13475 kgh

Bilant in punctul 2

Debitul aerului de combustie

Compozitie aer

N2=791 O2=20 Ar=09

M am=sum y i ∙ M i=791100

∙ 28+ 20100

∙ 32+ 09100

∙ 40=28908

C i(2)=

molar ∙ M i

M am

CN 2

(2) =791 ∙2828908

=76615

CO2

(2)= 20 ∙ 3228908

=2214

C Ar(2) =09 ∙40

28908=1245

GO2=x+x =6926333+67375=6993708 kg h

Gaer(2 ) =GN 2

(2 )+GO2

(2 )+GAr(2 )

GO2

(2 )=GO2∙100+exces aer

100=6993708 ∙

100+26100

=8812072kgh

100 kg aer 76615 kg N2 22140 kg O2 1245 kg Ar

Gaer(2 ) GN2

(2 ) GO2

(2 ) GAr(2 )

Gaer(2 ) =

GO 2

(2) ∙ 100

2214=8812072∙ 100

2214=3980159

GN2

(2 )=GO2

(2 ) ∙ 76615

2214=8812072 ∙76615

2214=30493988

GAr(2 )=

GO2

(2 ) ∙1245

2214=8812072 ∙ 1245

2214=49553

Bilant in punctul 3

C+O2rarr CO2

GCO2

(3 ) =GCO2

(1 ) =9523433 kg h

S+O2 rarr SO2

GSO2

(3 ) =GSO2

(1) =13475 kg h

Se considera ca in faza de combustie eficienta indepartarii cenusei din gaze este 90

Gcenusa(3 ) =01 ∙ Gcenusa

(1) =01 ∙8525=8525 kg h

GN2

(3 )=GN2

( 2)=30493988 kgh

GAr(3 )=G Ar

(2) =49553 kgh

GO2

(3 )=GO2

(2)minus( x+x )=8812072minus (6926333+67375 )=1818364 kg h

GT(3 )=GN2

(3 ) +GAr(3 ) +GO2

(3 )+GCO2

(3 ) +G SO2

(3) =30493988+49553+1818364+9523708+13475=4246634 kgh

Bilant in punctul 7

Gcenusa(7 ) =09 ∙ Gcenusa

(1 ) =09 ∙8525=76725 kgh

Bilant in punctul 4

Eficienta desprafuirii este de 90

Gcenusa( 4) =01 ∙ Gcenusa

(3 ) =01 ∙8525=8525 kg h

GN2

( 4)=GN2

( 3)=30493988 kgh

GAr( 4)=G Ar

(3) =49553 kgh

GO2

( 4)=GO2

(3)=1818364 kg h

GCO2

( 4) =GCO2

(3 ) =9523433 kg h

GSO2

( 4) =GSO2

(3 ) =13475 kg h

GT( 4)=GN2

(4 )+GAr( 4 )+GO 2

(4 )+GCO2

(4 ) +GSO2

( 4) =30493988+49553+1818364+9523708+13475=4246634 kg h

Bilant in punctul 5

Gcenusa(5 ) =09 ∙ Gcenusa

(3 ) =09 ∙8525=76725 kgh

Bilant in punctul 6

Se considera arbitrar ca numai 10 Ca(OH)2 reactioneaza cu CO2 si 90 din Ca(OH)2 reactioneaza cu SO2

Ca(OH )2+SO2+H 2O+O2rarr CaSO4 ∙2 H 2O

74 kg Ca(OH)2 64 kg SO2 16 kg O2 18 kg H2O 172 kg CaSO42H2O

a GSO2 react b c d

η|iquest|=95 iquest

GSO2 react=GSO2

(1) ∙η|iquest|∙

1100

=13475 ∙95

100=1280125kg hiquest

a=1280125∙ 7464

=148014 kg hCa(OH )2

b=1280125 ∙ 1664

=32003 kg h O2

c=1280125 ∙1864

=36003 kgh H 2 O

d=1280125 ∙ 17264

=3440325 kgh CaSO4 ∙2 H 2O

Ca(OH )2+CO2rarr CaCO3+H 2O

74 kg Ca(OH)2 44 kg CO2 100 kg CaCO3 18 kg H2O

19

GCa (OH )2 u w z

19

GCa(OH )2=148014

9=16446 kg hCa(OH )2

u=16446 ∙4474

=9779 kg hCO2

w=16446 ∙10074

=22224 kg hCaCO3

z=16446 ∙1874

=4001 kg h H 2 O

GN2

(6 )=GN2

( 4 )=30493988 kgh

GAr(6 )=G Ar

(4 )=49553 kgh

GSO2

(6 ) =GSO2

(4 ) minusG SO2 react=13475minus1280125=67375 kg h

GCO2

(6 ) =GCO2

( 4) minusGCO2(u )=9523433minus9779=9513654 kg h

GO2

(6 )=GO2

(4 )minusGO2(b )=1818364minus32003=1786361 kg h

Se considera ca la iesirea din absorber gazele au temperatura de 35⁰C iar

faza lichida are 35⁰C si presiune atmosferica

PH 2O(35 )=00573 atm

Fractii molare

y H 2O=00573

y gazeuscate=09427

Debitul molar de gaze uscate in punctul 6

DM(6 )=DCO2

( 6) +DSO2

(6 ) +DO2

( 6)+DAr( 6) +DN2

(6)

DCO2

(6 ) =GCO2

(6 )

44=9513654

44=216219 kmoli h

DSO2

(6 ) =G SO2

( 6)

64=67375

64=105 kmoli h

DO2

(6 )=GO2

( 6)

32=1786361

32=55824 kmoli h

DN2

(6 )=GN 2

(6 )

28=30493988

28=1089071 kmoli h

DAr(6 )=

GAr( 6)

40=49553

40=12388 kmoli h

DM(6 )=DCO2

( 6) +DSO2

(6 ) +DO2

( 6)+DAr( 6) +DN2

(6) =216219+105+55824+1089071+12388=1373607 kmoli h

1 kmoli gaze 00573 kmoli H2O 09427 kmoli gaze uscate

DH 2O(6 ) DM

(6 )

DH 2O(6 ) =00573∙1373607

09427=83492kmoli h

GH2 O(6 ) =18 ∙ DH 2 O

( 6) =18 ∙83492=1502856 kg h

GT(6 )=GAr

( 6) +G SO2

( 6) +GCO2

(6 ) +GO2

(6 )+GN2

(6 ) +GH 2 O(6 ) =49553+67375+9513654+1786361+30493988+1502856=43799127 kg h

Bilant in punctul 18

Debitul de var hidratat introdus in prepararea laptelui de varConsideram ca varul hidratat contine

a) Umiditate - 5b) Impuritati solide insolubile - 5c) Ca(OH)2 - 90

GCa(OH )2=a=148014 kg h(calculat la punctul 6)

100 kg var hidratat 90 kg Ca (OH)2

GCa(OH )2 GCa(OH )2

=148014 kg h

GCa(OH )2

(18 ) =100 ∙ 14801490

=16446 kgh

Debitul total de gaz

GT(18 )=

GCa (OH )2∙100

90=

16446 ∙ 10090

=182733 kgh

Din debitul total de gaz vom calcula apa si impuritatileGH2 O

(18 ) =005 ∙GT(18)=005 ∙ 182733=9137 kg h

Gimp(18 )=005 ∙ GT

(18)=005∙ 182733=9137 kg h

Bilant in punctul 8

Consideram ca in punctul 8 suspensia contine 2 solid si 98 apa

Ca (OH )2+H 2O+SO2+12

O2rarr Ca SO4 ∙2 H 2 O

74 kg Ca(OH)2 64 kg SO2 16 kg O2 18 kg H2O 172 kg CaSO42H2O

a GSO2 react b c d

74 kg Ca(OH)2 44 kg CO2 100 kg CaCO3 18 kg H2O

19

GCa (OH )2 u w z

Gsolide( 8) =d+w+Gcenusa

(4 ) +Gimp(18)=3440325+22224+8525+9137=376246 kg h

Rata de iesire (formare) este 51Gmat solide

( 8) =Gsolide(8 ) ∙ 5=376246 ∙ 5=188123 kg h

GT( 8)=

Gmat solide

002=188123

002=940615 kg h

GH2 O( 8) =GT

(8 )minusGmat solide(8 ) =940615minus188123=9218027

kgh

Bilant in punctul 9

GT( 9)=08 ∙ GT

(8 )=08 ∙ 940615=752492 kg h

Gsolide( 9) =08 ∙G solide

(8 ) =08∙ 376246=300997 kg h

GH2 O( 9) =GT

(9 )minusGsolide(9 ) =752492minus300997=74948203 kg h

Bilant in punctul 12

GT(12 )=02∙ GT

( 8)=02 ∙ 940615=188123 kg h

Gsolide(12 ) =Gsolide

(8 ) =376246 kg h

GH2 O(12 ) =GT

(12)minusG solide(12) =188123minus376246=18436054 kg h

Bilant in punctul 13

Se calculeaza namolul de decantareGsolide

(13 ) =Gsolide(12) =376246 kg h

Umiditatea namolului 85

GT(13 )=

G solide( 13)

015=376246

015=2508307kg h

GH2 O(13 ) =GT

(13 )minusGsolide(13) =2508307minus376246=2132061 kg h

Bilant in punctul 14

Se calculeaza namolul de la filtrare

Gsolide(14 ) =Gsolide

(13 ) =376246 kg h

Umiditatea namolului de la filtrare ndash 40

GT(14 )=

Gsolide(14 )

06=376246

06=627077 kg h

GH2 O(14 ) =GT

(14 )minusGsolide(14 ) =627077minus376246=250831 kg h

Bilant in punctul 15

Se calculeaza limpedele de la decantare

GT(15 )=GH 2 O

(15) =GT(12)minusGT

( 13)=188123minus2508307=16303993 kg h

Bilant in punctul 16

GT(16 )=GH 2 O

(16 ) =GT(13)minusGT

(14)=2508307minus627077=188123 kg h

Bilant in punctul 17

Se calculeaza adaosul de apa

Debit apa care intra este

GH2 Ointrata=GH2 O(17 ) +GH 2O

(18 ) +cH 2 O(8 ) +zH 2 O

(8 )

Debit de apa care iese este

GH2 Ointrata=GH2 O(6 ) +GH 2O

(14 ) +dCaSO4 ∙ H 2 O(8 ) + 36

172

GH2 Ointrata=GH2 Ointrata

GH2 O(17 ) =GH 2 O

(6 ) +GH2 O(14 ) +dCaSO4 ∙ H 2O

(8 ) + 36172

minus(GH 2 O(18) +c H 2O

( 8) + zH 2 O( 8) )=1502856+250831+3440325+ 36

172minus(9137+36003+4001 )=2048599 kgh

Bilant in punctul 20

Se calculeaza laptele de var 20

GCa(OH )2

(20 ) =GCa(OH )2

(18 ) =16446kg h

Gimp(20 )=Gimp

(18 )=9137 kg h

GT(20 )=

GCa(OH )2

(20)

02=16446

02=8223 kg h

GH2 O(20 ) =GT

(20 )minusGimp(20)minusGCa (OH )2

(20) =8223minus9137minus16446=648704 kgh

Bilant in punctul 19

GH2 O(19 ) =GH 2 O

(20 ) minusGH 2 O(18) =648704minus9137=639567 kg h

GT(19 )=GT

(20 )minusGT(18)=8223minus182733=639567 kg h

GH2 O(19 ) =GT

(19 )

Bilant in punctul 21

GH2 O(21 ) =GH 2 O

(15 ) +GH 2 O( 16) +GH 2 O

(17 ) minusGH 2 O(19) =16303993+188123+2048599minus639567=19594255 kg h

Bilant in punctul 11

GT(11 )=GH 2 O

( 20) +GH 2 O(21) =648704+19594255=20242959 kg h

Bilant in punctul 10

GT(10 )=GT

(11 )+GT(9 )=20242959+752492=95492159 kgh

Predimensionarea absorberului

1 Calculul ariei minime a sectiunii coloanei

Consideram ca in coloana se foloseşte o umplutura cu inele Rasching cu caracteristicile urmatoare

dimensiuniLDd=505050 mm suprafaţa specifica ag=95 m2m3

fracţia de goluri εg=079 m3m3

densitatea aparenta ρa=500 Kgm3

Viteza de inecare este

lg [ v i ∙ ag

g ∙ εg3 ∙

ρ v

ρl

(103 ηl )016]=Aminus175( L

G )14 ∙( ρv

ρl)

18

unde vi= viteza de inecare

ag= suprafaţa specifica a umpluturii

εg= fracţia de goluri a umpluturii

ρv= densitatea fazei gazoase( considerata min punctul de bilant 6)

ρl= densitatea fazei lichide( considerata 103 Kgm3)

ηl= viscozitatea fazei lichide( considerata 10-3 Kgms)

A= coeficientul ales in funcţie de natura umpluturii (A=022)

Lrsquo=debitul masic al fazei lichide=GT(8)

Grsquo= debitul masic al fazei gazoase=GT(6)

Din bilanţul in punctul (6) rezulta

DM i(6 ) =(G i

(6 )

M i)

y i=DM i

(6 )

sum DM i( 6)

sum DM i(6 )

unde i= CO2 SO2 N2 Ar O2 H2O

yCO2=0144

y N2=0755

y Ar=00086

yO2=0044

ySO2=000007

y H 2O=0047

M (6 )=sum y i ∙ M i=2973448 kg

Presiunea gazelor se considera 1 atm

V M=V M0 ∙

TT 0

=22 4 ∙TT 0

La intrarea in absorber t i gaze=135

La iesirea din absorber t e gaze=35

tm=135+35

2=85

T=85+273=358 K

ρ v=M ( 6)

V M

=M ( 6)

V M0 ∙

T 0

T=29802

224∙273358

=1014 kgm3

lg [ v i ∙ 95

981∙ 0793 ∙1014

103 ∙ (103 ∙10minus3 )016]=022minus175( 94061543799127 )

14 ∙( 1014

103 )18

lg v i=1 03v i=10 73 m s

Debitul volumetric de gaze

Gv=DM T(6 ) ∙ V m

0 ∙TT 0

=1373607 ∙224 ∙358273

=403488251 m3h

Amin=Gv

v i ∙3600= 403488251

3600∙1073=10445 m3h

Dmin=radic 4 ∙ Amin

π=radic 4 ∙10445

π=364 m

Pentru diametre mai mari de 2 valorile se aleg din 05 icircn 05 m

Deci Dmin=4 m

Aria reala este

Areala=π D2

4=π ∙ 42

4=1257 m2

2 Calculul suprafetei de transfer şi a volumului de umplutură

Coeficientul de difuzie

Dso2minusg=43 ∙ 10minus7

∙T

32

P(V A

13 +V B

13)2 ∙radic 1

M A

+1

M B

[m2 s ]

unde

T- temperatura [K]

p- presiunea p = 1 atm

VA VB-volume molare la punctul normal de fierbere[cm3mol]

Consideram ca A este amestecul gazos din punctul de bilant (6) iar B= SO2

V SO2=44 8 cm3 iquestmol

V Ar=29 8 cm3 mol

V N2=31 2 cm3 iquestmol

V H2

O =18 9 cm3 iquestmol

V CO2=34 4 cm3iquestmol

V O2=25 6 cm3iquest mol

Coeficientul de difuzie se considera pentru amestecul din punctul (6)

V A=sum y isdotV i

V B=V SO2=44 8 cm3 iquestmol

V Ar=0 0086sdot29 8 =0 25628 cm3 mol iquest

V N2=0 755sdot31 2 =23 556 cm3 iquestmol iquest

V H2

O =0 047sdot18 9 =0 8883 cm3 iquestmol iquestiquestV CO2=0 144sdot34 4 =4 9536 cm3 iquestmol iquestiquestiquestV O

2=0 043sdot25 6 =1 1008 cm3 iquestmol iquestiquestiquestiquestV A =30 75498 cm3iquestmol

M A=M (6)=29 73448 kgM B=M SO2

=64 Kg

Dso2minusg=43 ∙10minus7

∙358

32

1(307549813 +448

13 )2

∙radic 12973448

+1

64 [m2 s ]

DSO2minusg=1 4466sdot10minus5 [ m2iquest s ]

Re=Gsdotdgηv

G=GT

(6)

Arealsdot3600 Kg m2 s

Diametrul mediu al granulelor

dg=005m

ηv=ηam=1910-6 Kgms

G= 437991271257 ∙ 3600

=968 kg m2 s

real=G ∙ dgηv

=978 ∙ 005

19 ∙10minus6=2573684

Sc=ηv

ρ v ∙D SO2minusg

= 19∙ 10minus6

1014 ∙ 14466 ∙10minus5=1295

sh=c ∙ real059 ∙ Sc033

unde c=069

Sh=069∙ 2573684059∙ 1295033=300694

Sh=KV ∙ dgDS 04minusg

=iquest K v=Sh ∙ DSO4minusg

dg=300694 ∙14466 ∙ 10minus5

005=0087 m3m2 s

Debitul absorbit de SO2(N)

N=K vsdotSsdotDc

unde Kv= coeficient de transfer de masă

S= suprafata de transfer

Dc= forta motricea procesului de transfer de masă

Dy m=( y1minus y1

iquest )minus( y2minus y2iquest )

ln( y1minus y1

iquest )( y2minus y2

iquest )

unde y1y2= concentraţiile la baza coloanei si la vacircrful coloanei

y=concentratia gazului in echilibru cu x

( yminus yiquest) =diferenta medie logaritmica a diferentei de concentratie

Transferul de masă esteurmat de o reactie chimică ireversibilă si de aceea

( y1

iquestiquest y2iquest =0)

Dy m=( y1minus y2)

lny1

y2

y1= ySO2

(4 )

y2= ySO2

(6 ) =0 00007

DM i(4) =(G i

(4 )

M i)

DM N2

( 4 ) =3049398828

=1089071 kmoli h

DAr( 4 )= 49553

40=12388 kmoli h

DO2

( 4 )=181836432

=56824 kmoli h

DSO2

( 4 ) =1347564

=2105 kmoli h

DCO2

( 4 ) =952343344

=216442 kmoli h

DM T( 4 ) =13768 kmoli h

ySO2

( 4) =DM SO2

( 4 )

DM T(4 ) = 2105

13768=0001529

D y m=( y1minus y2 )

lny1

y2

=(0001529minus000007 )

ln0001529000007

=0000473

Dc=D y m∙ρv

M (6 )=0000473 ∙

10142973448

=1613∙ 10minus5

N=DM S O2

(4 ) minusDM SO2

(6 ) =2105minus105=20 kmoli h

N=K v ∙ S ∙ D c=20 kmoli h

S= NK v ∙ 3600∙ Dc

= 20

0087 ∙3600 ∙ 1613∙ 10minus5=395889 m2

Volumul umpluturii

V u=Sag

=39588995

=4167 m3

Inaltimea umpluturii

H u=V u

Areal

=41671257

=332

Hu se aproximeaza la 35 m

Instalaţii de desulfurare a gazelor

Introducere

Prezenţa dioxidului de sulf icircn gazele reziduale este stracircns legată de natura proceselor tehnologice care prelucrează diverse materii prime cu conţinut de sulf şi icircn cadrul cărora există cel puţin o etapă de transformare prin procese de oxidare sau icircn general de ardere Din acest punct de vedere cele mai importante surse antropogene de gaze reziduale cu conţinut de SO2 sunt

1 Industria energetică prin arderea combustibililor naturali sau sintetici (icircn special a cărbunilor şi a păcurii sau a altor combustibili petrolieri grei care au un conţinut relativ mare de sulf)

2 Industria de metalurgie neferoasă prin prelucrarea oxidativă a sulfurilor metalice de Zn Pb Cu etc

3 Industria chimică de prelucrare sau obţinere a compuşilor cu sulf icircn special fabricarea acidului sulfuric

Prin efectul poluant şi cantităţile emise anual icircn atmosferă dioxidul de sulf este principalul poluant gazos motiv pentru care de-a lungul timpului şi cu atacirct mai mult la ora actuală a existat şi există o preocupare intensă privind elaborarea şi aplicarea unor procedee eficiente de desulfurare a gazelor reziduale Principalele probleme pe care le ridică desulfurarea gazelor reziduale cu conţinut de SO2 sunt

- debitele foarte mari de gaze reziduale (icircn cazul centralelor electrice avacircnd valori de ordinul 106 Nm3h)

- concentraţia scăzută a SO2 icircn gazele reziduale (uzual 01 - 02)

- prezenţa altor compuşi cu caracter acid (CO2 NOx SO3 etc) şi a suspensiilor solide icircn gaze

- temperatura ridicată a gazelor icircn multe cazuri fiind necesară răcirea acestora şi apoi reicircncălzirea lor după desulfurare icircn vederea unei mai bune dispersii atmosferice

- obţinerea prin desulfurare a unor produşi cu conţinut de sulf greu valorificabili sau nevalorificabili şi ca urmare are loc un transfer poluant către apă sau sol iar cheltuielile pentru desulfurare sunt mari şi greu de recuperat

Aceste aspecte particulare fac ca majoritatea procedeelor de desulfurare a gazelor reziduale cu conţinut de SO2 să vizeze mai mult limitarea poluării

atmosferei şi mai puţin recuperarea şi valorificarea sulfului Cheltuielile mari de desulfurare au făcut ca aplicarea cu rezultate notabile a procedeelor desulfurare să fie foarte mult limitată introducerea tehnologiilor de desulfurare fiind impusă de legislaţia de mediu Procedeele de desulfurare de tip FGD (Flue Gas Desulfurization) dezvoltate icircn special după anul 1944 sunt extrem de diversificate şi pot fi formal clasificate icircn următoarele categorii

bull Procedee uscate

- bazate pe adsorbţie fizică

- bazate pe adsorbţie şi reacţie chimică

- bazate pe procese chimice catalitice sau necatalitice

bull Procedee umede

- bazate pe procese de absorbţie fizică icircn soluţii

- bazate pe procese de absorbţie şi reacţie chimică icircn soluţii sau icircn suspensii

bull Procedee combinate icircn cadrul cărora pot avea loc procese complexe atacirct fizice cacirct şi chimice

Sectorul energetic este unul din marii poluatori din economie Poluarea atmosferei de către sistemul energetic are următoarele trei principale consecinţe poluarea la distanţe lungi degradarea calităţii aerului din cauza condiţiilor precare de dispersie atmosferică şi emisiile de gaze cu efect de seră Sectorul energetic din cauza combustibililor fosili (cărbune gaz natural păcură) utilizaţi de Instalaţiile Mari de Ardere (IMA) produce cea mai mare cantitate de emisii de gaze cu efect de seră (bioxid de carbon) una dintre principalele cauze ale schimbărilor climatice IMA evacuează icircn atmosferă cantităţi semnificative de emisii poluante circa 88 din emisiile totale la nivel naţional de NOx 90 din cele de SO2 şi 72 din cantitatea de pulberi acestea fiind generate icircn procesul de ardere a combustibililor fosili icircn capacităţile de producere a energiei electrice

Deşi sectorul energetic beneficiază de perioade de tranziţie obţinute prin Tratatul de Aderare pacircnă icircn anul 2013 pentru emisiile de SO2 NOx şi pulberi respectiv 2017 pentru reducerea suplimentară a emisiilor de NOx icircn vederea conformării cu prevederile Directivei 200180EC cacirct şi cu angajamentele luate icircn cadrul Protocolului de la Gothenburg Romacircnia trebuie să realizeze icircntr-o perioadă relativ scurtă investiţii icircn obiective de mediu care implică resurse financiare substanţiale pentru reducerea emisiilor de SO2 NOx şi pulberi la IMA prin realizarea proiectelor de montare a instalaţiilor de desulfurare a gazelor de ardere de arzătoare cu NOx redus şi de filtre la grupurile energetice deja modernizateretehnologizate

Icircn grupurile modernizate retehnologizate proiectele de investiţii icircn instalaţiile de desulfurare a gazelor de ardere arzătoare cu NOx redus şi filtre pentru IMA au ca efect principal reducerea emisiilor de poluanţi icircn aer şi creşterea calităţii mediului icircnconjurător prin diminuarea fenomenelor de acidifiere care afectează solurile apele fauna şi flora şi reducerea formării ozonului care are efecte adverse asupra sănătăţii umane şi asupra ecosistemelor

Arderea combustibililor fosili conduce la evacuarea icircn atmosferă a unor volume importante de oxizi gazoşi de sulf Icircn urma precipitaţiilor chimice şi a transformărilor pe care le suferă icircn atmosferă aceşti oxizi devin sursa precipitaţiilor acide formă sub care icircşi exercită la nivelul solului acţiunea distrugătoare asupra vegetaţiei perene Icircn acelaşi timp icircn condiţiile specifice (temperatură şi presiune ridicată prezenţa umidităţii alături de particule de cenuşă) ce caracterizează circulaţia gazelor arse dinspre instalaţia de ardere spre coşul de evacuare icircn atmosferă oxizii gazoşi exercită o puternică acţiune corozivă asupra instalaţiilor ce compun circuitul gazelor arse Astfel se intensifică uzura instalaţiilor

Icircntr-o primă fază bioxidul de sulf dă naştere acidului sulfuros care prin oxidare sub acţiunea radiaţiei solare se transformă icircn acid sulfuric Acţiunea poluatoare a H2SO4 se exercită sub forma ploilor acide principalul factor generator al bdquomorţii pădurilorldquo icircn ţările industrializate din Europa de vest şi centrală Intracircnd icircn circulaţia atmosferică zonală SO2 exercită efectul poluant nu numai icircn regiunea sau ţara icircn care este generat ci şi icircn alte regiuni sau ţări aflate pe direcţia vacircnturilor dominante Acest proces este favorizat de construirea unor coşuri icircnalte (peste 200divide250 m) prin intermediul cărora gazele arse avacircnd o temperatură ridicată (160divide175 degC) şi o viteză de evacuare mare sunt conduse prin intermediul coşurilor icircnalte la o icircnălţime egală icircn medie cu dublul icircnălţimii coşului (cca 500 m de la nivelul solului)

Metode de reţinere a bioxidului de sulf

Cu excepţia unor procese chimice speciale arderea combustibililor fosili reprezintă principala sursă de dioxid de sulf (SO2) Se deosebesc trei căi principale de reducere a emisiei de SO2 respectiv desulfurarea combustibililor alegerea corespunzătoare a combustibilului desulfurarea gazelor de ardere Reţinerea bioxidului de sulf poate avea loc icircn toate fazele folosirii combustibilului icircncepacircnd cu pregătirea lui icircnaintea arderii icircn timpul arderii şi după ardere (prin acţiuni asupra gazelor de ardere)

Icircn cărbune sulful este prezent sub 3 forme

1) sulf organic

2) radical sulfat

3) pirită

Icircn păcură sulful poate fi doar sub formă de sulf organic şi radical sulfat Icircn general combustibilii gazoşi naturali au un conţinut neglijabil de sulf Gazele de sondă sau de rafinărie conţin hidrogen sulfurat (H2S) precum şi dioxid de carbon (CO2) şi mercaptan De exemplu gazul de gazogen din cărbune conţine circa 1 H2S şi 6 CO2 Sulful organic care face parte integrantă din diagramă Fe-carbon şi care nu poate fi extras prin segregare fizică directă reprezintă 30divide70 din totalul de sulf Icircn general raportul sulf organicsulf total este mai ridicat la combustibilul cu conţinut scăzut de sulf şi scade cu creşterea conţinutului de sulf Conţinutul de sulf din radical sulfat este icircn general inferior 005 [ ] Pirită icircn cărbune se află sub formă de particule discrete şi chiar microscopice Este un mineral greu cu o densitate de aproximativ 50 icircn timp ce cărbunele are o densitate maximă de numai 18 [kgdm3]

Conţinutul icircn pirită al cărbunelui poate fi uşor redus prin reducerea granulaţiei urmată de o separare gravitaţională Icircn general cantitatea de pirită reţinută creşte pe măsură ce cărbunele este măcinat icircn particule cacirct mai fine şi densitatea la care se produce separarea scade Particulele de cărbune cu conţinut redus de pirită şi particulele de cenuşă vor cădea cu particulele minerale pure De aici rezultă un produs mai curat icircnsa cu pierderi mai ridicate de energie sau de căldură Cacircnd aceste particule sunt foarte fine metoda de segregare gravimetrică devine mai puţin rentabilă Icircn cazul utilizării cărbunelui desulfurarea combustibilului este relativ dificilă Icircn focarele de mare capacitate cu accent asupra acelora din centralele termoelectrice utilizarea unor combustibili cu conţinut scăzut de sulf dar mai scumpi nu reprezintă o soluţie viabilă icircntotdeauna Din acest motiv pentru reducerea emisiei de SO2 se realizează o desulfurare a gazelor de ardere

Rafinarea petrolului brut este icircnsoţită şi de o producţie de hidrogen sulfurat care diferă icircn funcţie de caracteristicile petrolului brut Pentru eliminarea sulfului din petrolul supus rafinării se introduce un gaz bogat icircn hidrogen ceea ce facilitează formarea hidrogenului sulfurat Procedeul este cunoscut sub denumirea de hidrorafinare care permite totodată şi reţinerea altor impurităţi (azot apă oxigen) icircntr-un reactor cu catalizatori adecvaţi

Icircn procesul de rafinare conţinutul de sulf din combustibili lichizi uşori este reglat prin amestecul mai multor sorturi cu concentraţii diferite de sulf Icircn plus

combustibilul lichid uşor poate fi desulfurat prin hidrogenare (desulfurarea combustibilului) Desulfurarea are loc icircn prezenţa unor catalizatori de cele mai multe ori cobalt şi molibden pe un suport de alumină la temperaturi şi presiuni de 320divide420 ordmC respectiv 25divide70 bar Icircn timpul procesului sulful este eliminat prin hidrogenare sub formă de hidrogen sulfurat care este transformat ulterior icircn sulf elementar

Eliminarea sulfului şi azotului are ca efect şi distrugerea unui icircnsemnat număr de molecule grele obţinacircndu-se astfel creşterea ponderii produşilor uşori Introducerea hidrogenului se poate realiza icircn toate fazele prelucrării petrolului care poate conduce la creşterea gradului de reţinere a sulfului pacircnă la circa 65 Pentru desulfurarea combustibilului gazos procedeele constau icircn extragerea concentrarea şi reţinerea hidrogenului sulfurat H2S care urmează a fi tratat conform unor procedee specifice

Din hidrogenul sulfurat aflat icircn fază gazoasă se recuperează sulful printr-o spălare cu amacircne urmată de procedee de tip Claus realizacircnd o reţinere a sulfului icircn proporţie de 95 Se mai utilizează şi o recuperare complementară a sulfului din gazele ieşite din recuperatorul Claus cu un randament de 4divide49 iar restul se arde producacircnd SO2

Reziduurile solide din epurarea cărbunelui pot fi grosiere sau fine şi sunt compuse din deşeuri de cărbune ardezie şisturi de cărbune de pirită şi argilă O metodă de a scăpa de aceste deşeuri ale cărbunelui brut constă icircn depozitarea icircn strat pe un teren netezit compactarea acoperirea cu pămacircnt şi apoi replantarea cu vegetaţie Aceste metode sunt menite să icircmpiedice aprinderea spontană şi infiltrarea apei Reziduurile fine sunt de obicei deversate icircn bazine de decantare sub formă de noroi sau deshidratate şi adăugate la grămada de reziduuri grosiere

O posibilitate de a reduce emisia de SO2 este alegerea unui anumit combustibil (icircn faza de proiectare) sau schimbarea celui utilizat icircn mod curent icircn exploatare (alegerea combustibilului) De exemplu icircn ultimii ani utilizarea gazului natural a crescut considerabil icircn instalaţiile de mică şi medie capacitate Cum conţinutul de sulf din gazul natural este practic neglijabil emisia de SO2 a fost redusă pe această cale

O altă posibilitate de limitare a emisiei dar numai pacircnă la jumătate din cea naturală se poate obţine prin insuflarea de aditivi icircn focar icircn timpul arderii fie sub formă de praf de dolomită injectat cu praful de cărbune fie sub forma unor emulsii de particule icircn hidrocarburi dozate icircn combustibilul lichid

Pudră de calcar este injectată icircn focar unde este calcinată la CaO care reacţionează cu SO2 rezultacircnd CaSO4 Produsul desulfurării şi aditivul care nu a

reacţionat sunt colectate icircn precipitator icircmpreuna cu aerul de combustie Metoda a avut cele mai bune rezultate deoarece calcarul este injectat la o temperatură favorabilă şi acolo se află o presiune suficientă datorată aerului de la partea superioară a arzătorului pentru a distribui bine aditivul Funcţie de sarcina cazanului eficienţa reducerii atinge valori de 50divide70

Avantajele injecţiei de calcar sunt proces simplu realizare rapidă costul investiţiei scăzut consum mic de energie disponibilitatea instalaţiei ridicată

Dezavantajele metodei sunt grad de desulfurare limitat tendinţa de zgurificare icircn focar manipulare dificilă a cenuşei

Normele foarte severe de emisie care coboară valoarea de la 2divide35 gm3 la numai 04 gm3 cum este exemplul pentru Japonia SUA Germania impun neapărat folosirea unor instalaţii chimice de desulfurare a gazelor la toate cazurile de ardere a cărbunelui icircn cazane cu focare clasice sau a păcurii cu conţinut ridicat de sulf

Icircn ultimele două decenii au fost dezvoltate mai multe procedee de desulfurare dintre care cele mai importante sunt

bull procedeul umed icircn care se introduce ca agent activ o soluţie de hidroxid de calciu şi carbonat de sodiu obţinacircnd ca deşeu nămoluri nerecuperabile sau cel mult cu posibilitate de extracţie de gips

bull procedeul semiuscat icircn care se introduce ca agent activ o soluţie concentrată de amoniac sau hidroxid de calciu icircn filtru avacircnd loc evaporarea completă a apei Produsele sulfatice sunt recuperate icircn stare uscată permiţacircnd reintroducerea lor icircn circuitul economic

bull procedeul catalitic cu producere de sulf aplicat la o temperatură ridicată a gazelor de ardere

Cea mai largă implementare industrială o are procedeul umed Prin spălarea sau umidificarea aerului se obţine o răcire a gazelor pacircnă la 50divide60 degC la procedeul umed şi la 70divide100 degC la cel semiuscat Icircn aceste condiţii ridicarea penei de fum se limitează şi dispersia este dezavantajată Efectul de reducere a fondului de SO2 icircn atmosferă rămacircne icircn acest caz să se resimtă numai pe ansamblul teritoriului la distanţe mari Coboracircrea temperaturii sub temperatura punctului de rouă acidă atrage coroziuni inacceptabile sub aspectul fiabilităţii traseului de gaze motiv pentru care este necesară reicircncălzirea gazelor fie cu abur fie regenerativ fie cu amestec de gaze fierbinţi fie prin căldura obţinută prin arderea de combustibil suplimentar

Instalaţiile de desulfurare uscată şi semiuscată sunt utilizate mai rar icircn special pentru centralele mici datorită pericolului intoxicării cu amoniac Principala caracteristică a desulfurării umede este reducerea simultană a SO2 şi producerea de gips şi de asemenea controlul alimentării cu calcar esenţial pentru a icircnvinge fluctuaţiile sulfului conţinut icircn combustibil Gazele de ardere de la electrofiltru sau de la ieşirea din preicircncălzitorul de aer regenerativ sunt introduse icircn scruber prin intermediul a două ventilatoare icircnaintase cacircte unul pe fiecare linie

Icircnainte de primul scruber este instalat un schimbător de căldură gazgaz care răceşte gazul cu conţinut de SO2 icircnainte de intrarea icircn scruber şi icircncălzeşte gazul curat pacircnă la aproximativ 100 degC Gazul din linia a doua este introdus direct icircn cel de-al doilea scruber şi apoi fără a fi reicircncălzit se amestecă cu gazul curat (reicircncălzit la 100 degC) de la primul scruber Astfel rezultă o temperatură a gazelor la coş de circa 80 degC Gipsul produs e subţiat pacircnă la 30 conţinut solid şi ulterior e uscat pacircnă la 15 umiditate icircntr-un filtru cu vacuum Preaplinul concentratorului şi produsul filtrării sunt circulate complet icircn proces Nu se produce apă uzată iar 25 din gipsul rezultat este utilizat icircn industria cimentului

Icircn tabelul ce urmează sunt prezentate schematic principalele procedee comerciale de desulfurare a gazelor de ardere

Epurare prin metoda umedă

Procedeu Tehnică (metodă) Produse secundare

Var calcarCaOCaCO3

Absorbţia SO2 cu var stins (nămol de

var) sau calcar

Nămol de epurare

sau gips

Sodă de rufe

NaOH

Absorbţia SO2 cu o soluţie de sodă

caustică sau de carbonat de sodiu

Apă reziduală sau

soluţie spălat rufe

SoluţieAlcalină

Absorbţia SO2 cu soluţie de Na

rezultată din soluţie alcalină calcică

Nămol sau gips

(CaSO4)

Amoniac -Walther

Absorbţie cu NH3 apoi oxidare icircn

sulfat de amoniu

Icircngrăşămacircnt pe bază de sulfat de amoniu

Oxid de

magneziu

SO2 intră icircn reacţie cu un amestec de

oxid şi hidroxid de magneziu

reciclarea reactivului după

deshidratare şi regenerare

Sulf elementar sau acid sulfuric

Sulfit de sodiu

(wellmanndashlord)

Absorbţia SO2 cu o soluţie de sulfit

de sodiu care este apoi reciclată şi

regenerată

Sulf elementar sau

H2SO4 cantităţi

mici de sulfat de

sodiu

Citrat Absorbţia SO2 cu o soluţie de citrat Sulf elementar

de Na Absorbantul este regenerat şi

produşii secundari transformaţi icircn S2

prin reducţie icircn fază lichidă cu H2S

Carbonat apos Absorbţia SO2 cu o soluţie de

carbonat de sodiu deshidratat prin

pulverizare regenerare + reciclare

Sulf elementar

Uscare prin

pulverizare

Pulverizare şi

uscare

Reacţia unui nămol de absorbţie

pulverizat cu SO2 şi uscare simultană

Deşeuri uscate

Procedeu

uscat

Absorbţie pe

cărbune activ

Absorbţia şi desorbţia SO2 pe cărbune

activ

Sulf elementar

Desulfurarea gazelor de ardere

Sistemele de desulfurare a gazelor de ardere cel mai des utilizate sunt descrise schematic prin diagrame icircn figura 1 Icircn desulfurarea uscată SO2 şi SO3 sunt reţinute prin procese fizice (adsorbţie) sau chimice (absorbţie şi reacţii chimice)

Fig 1 Sisteme de desulfurare a gazelor de ardereIcircn adsorbţia uscată agentul de adsorbţie este dirijat să icircntacirclnească gazele ce

trebuie desulfurate Apoi agentul este reactivat icircn regenerator şi este trimis icircnapoi icircn procesul de adsorbţie Icircn adsorbţia uscată agentul de adsorbţie este pulverizat icircn gazele de ardere

Icircn procedeele semiuscate o suspensie alcalină sau alcalino - pămacircntoasă este adusă icircn contact cu gazele de ardere de desulfurat Icircn gazele de ardere fierbinţi se formează un produs uscat de reacţie care este colectat apoi icircn filtrele de particule

Desulfurarea umedă a gazelor de ardere are loc icircn turnuri de injecţie numite scrubere Icircn acest caz o soluţie sau suspensie alcalină sau alcalino-pamacircntoasa este dispersată icircn gazul de desulfurat sau este adusă icircntr-un contact omogen cu acesta astfel icircncacirct oxizii de sulf sunt icircndepărtaţi prin absorbţie Spălarea gazului cu apă este posibilă dar tendinţa gazelor de a se dizolva icircn apă este relativ redusă [4]

O metodă de desulfurare uscată a gazelor de ardere bazată pe adsorbţie fizică utilizează aditivi solizi Pe acest principiu se bazează icircndepărtarea combinată a oxizilor de sulf şi de azot cu cocs activ O altă posibilitate icircn special pentru instalaţii mici şi mijlocii (icircntre 50 - 100 MW) este absorbţia chimică a SO2 de către aditivi uscaţi activi din punct de vedere chimic Adăugarea de aditivi uscaţi pulverizaţi pe bază de calciu sau magneziu pentru reducerea emisiilor de componente acide ale gazelor (SO2 dar şi HCI şi HF) este cunoscută de mult timp şi reprezintă de cacirctva timp un procedeu obişnuit aplicat icircn numeroase focare Aditivii pot fi injectaţi icircn diferite puncte ale arderii sau icircn diferite puncte ale traseului gazelor de ardere

Procesele icircn care aditivul este adăugat icircntre generatorul de abur şi filtrul de particule este cel mai des icircntacirclnit icircntrucacirct este icircnsoţit de modificări minimale ale instalaţiei existente (camera de ardere construcţia cazanului) Icircn unele cazuri aditivul este introdus la sfacircrşitul traseului gazelor de ardere respectiv icircntre filtrul de particule şi coş icircn acest caz sunt necesare filtre de particule suplimentare

Icircn cazul arderii cărbunelui brun şi la arderea icircn strat fluidizat s-au obţinut rezultate bune prin dozarea aditivului icircn combustibil Figura 3 arată gradul de absorbţie a SO2 corespunzător diferiţilor aditivi uscaţi icircn funcţie de temperatură La temperaturi ridicate aditivii pe bază de magneziu se caracterizează prin grade mai reduse de absorbţie şi intervale active de temperatură mai icircnguste

Fig 3 Dependenţa de temperatură a absorbţiei de SO2 pentru diferiţi aditivi uscaţi

De asemenea eficienţa absorbţiei de SO2 cu ajutorul aditivilor uscaţi depinde şi de alţi factori precum timpul de rezidenţă gradul de amestecare a aditivului cu gazele de ardere de dimensiunile particulelor şi de porozitate Etapele reacţiei de calcinare hidratare şi absorbţie de SO2 a dolomitei sunt prezentate icircn figura 4

Fig 4 Etapele reacţiei de calcinare hidratare şi sulfatare a dolomitei

Icircn cazul metodelor uscate nu se produc ape reziduale Utilizarea produselor solide rezultate depinde de compoziţia lor chimică şi de modul de reţinere al acestora

Procesele semiuscate s-au dezvoltat pe baza faptului că absorbţia SO2 pe particulele de calcar poate fi icircmbunătăţită prin umidificarea acestora Icircn aceste procese agentul de absorbţie icircn general o suspensie de var sau de carbonat de sodiu ori o leşie de sodă caustică este pulverizată icircn gazele de ardere fierbinţi dispersate extrem de facircn Icircn urma acestui proces apa din absorbant vaporizează şi SO2 reacţionează cu agentul de absorbţie

Procesul de vaporizare durează pacircnă cacircnd produşii de reacţie iau forma unei pulberi uscate Aceasta poate fi icircndepărtată apoi din gazele de ardere cu ajutorul unei instalaţii clasice de desprăfuire (electrofiltru sau filtru sac)

Icircn figura 5 este prezentat procesul de desulfurare a gazelor de ardere prin acest procedeu Produsul final este alcătuit din gips la care se adăugă sulfit şi oxid de calciu De aceea cacircteodată se realizează o tratare termică ulterioară icircn scopul

majorării conţinutului de gips Produsele de reacţie cu un conţinut ridicat de gips pot fi utilizate icircn industria betoanelor şi a materialelor de construcţii Altfel reziduurile pot fi folosite icircn acelaşi mod ca cele rezultate icircn urma proceselor uscate de desulfurare

Principalul avantaj al procedeului de absorbţie prin pulverizare este acela că apa necesară vaporizează nerezultacircnd ape reziduale Icircn general gazele de ardere nu trebuie reicircncălzite din nou Icircn comparaţie cu procedeul uscat prin cel semiuscat se ating grade superioare de absorbţie a SO2 sbquo cu un exces mai redus de aditiv Totuşi cheltuielile de investiţie sunt mai ridicate

Desulfurarea umedă

Procesele de absorbţie umedă pot utiliza diverşi absorbanţi alcalini alcalinopamacircntosi sau alţi absorbanţi Solubilitatea icircn apă a absorbanţilor alcalini este mult mai mare decacirct a celor alcalino-pamacircntosi Icircn grupul de procese utilizacircnd alţi absorbanţi lichidul de spălare este icircn principal o soluţie acidă Factorul comun pentru toate aceste procese este utilizarea instalaţiilor icircn care se realizează contactul icircntre gaz şi lichid Aceste instalaţii creează o suprafaţă mare de contact realizacircnd transferul de masă al SO2 către fază lichidă Icircn cele ce urmează este prezentat procesul de desulfurare cu oxid de calciu

Dezvoltarea procedeelor de desulfurare umedă a gazelor de ardere de la centralele electrice pe bază de CaO a icircnceput icircn SUA icircn cadrul preocupărilor pentru eliminarea simultană a particulelor şi a dioxidului de sulf printr-o metodă

umedă Astfel scruberele Venturi de desprăfuire umedă au icircnceput să fie utilizate şi la desulfurarea gazelor de ardere Aceasta a condus icircn multe cazuri la reacţii icircntre particulele de cenuşă şi oxidul de calciu sau calcarul utilizat avacircnd drept consecinţa icircnfundarea scruberelor a conductelor şi a pompelor De aceea electrofiltrul era situat icircnaintea scruberului de tip Venturi Numai icircn acest mod se obţine un gips pur care poate fi revalorificat

Scruberele Venturi nu au fost icircn general acceptate deoarece realizau pierderi mari de presiune respectiv consum ridicat de energie Icircntre timp au fost dezvoltate alte tipuri de scrubare precum turnuri de spălare cu tub Venturi integrat sau alte componente Turnurile alcătuite din componente simple pentru minimizarea pierderilor s-au dovedit a fi soluţia cea mai bună (figura 6)

Fig 6 Turn de absorbţie prin pulverizare pentru desulfurarea umedă a gazelor

Astfel turnurile de spălare de construcţie mai nouă nu conţin decacirct cacircteva nivele spaţioase de pulverizare şi separatoare de picături instalate orizontal

Aceasta a condus la minimizarea pierderilor de presiune Un turn de spălare este alcătuit din trei părţi principale

zona inferioară de drenaj zona de contact gaz lichid zona de gaze de ardere curate

Icircn zona de drenaj suspensia rezultată din spălare este colectată amestecată ventilată şi icircmbogăţită cu absorbant proaspăt Volumul acestei zone este determinat icircn principal de viteză de dizolvare a absorbantului precum şi de cantitatea de SO2 ce trebuie icircnlăturată

Icircn zona mijlocie a scruberului zona de contact gaz lichid gazele sunt aduse icircn contact cu suspensia de spălare icircn contracurent şi astfel sunt spălate Lichidul de spălare este distribuit uniform pe mai multe nivele de pulverizare Astfel se creează un spaţiu de amestec omogen gaz lichid icircn care are loc transferul de masă de la gazele de ardere la lichidul de spălare

Icircn partea superioară a scruberului (zona de gaze de ardere curate) gazele de ardere trec printr-un separator de picături icircn care se reţin picăturile fine de lichid pe care le-au antrenat Pentru curăţare separatorul de picături este spălat cu apă de sus icircn jos icircntr-o anumită succesiune a sectoarelor acestuia cu ajutorul unor pulverizatoare

Figura 7 prezintă schema unei instalaţii moderne de desulfurare a gazelor de ardere cu oxidare integrată folosind calcar drept absorbant Astfel de instalaţii sunt icircn funcţiune icircn centralele noi din Germania Gazele care trebuie curăţate sunt răcite icircn schimbătorul regenerativ de căldură gaze-gaze şi trec prin turnul de spălare icircn contracurent faţă de absorbant Pentru a se evită suprasaturarea cu vapori de apă gazele curate sunt reicircncălzite icircn schimbătorul de căldură pacircnă la aproximativ 90 0C Eficienţa scruberului este de circa 92divide98 sbquo astfel icircncacirct se poate respecta fără vreo dificultate nu numai norma de 400 mg SO2m3sbquo dar şi alte cerinţe mai restrictive privind emisiile de SO2 Lichidul de spălare are o evoluţie ciclică Calcarul măcinat fin este preluat din siloz şi preparat cu apă (apă reziduală) rezultacircnd o suspensie care alimentează continuu zona inferioară a scruberului Pe de altă parte suspensia de gips este evacuată din scruber Separarea cristalelor mai mari de gips micşorarea lor ulterioară şi procesarea acestora se face icircntr-un hidrociclon Particulele fine de ghips care nu pot fi deshidratate atacirct de bine sunt trimise icircnapoi icircn ciclul absorbantului sub formă de cristale de sămacircnţă

Apa reziduală evacuată din ciclu trebuie tratată datorită conţinutului său ridicat de ioni şi de metale Unul dintre parametrii cei mai critici care determină cantitatea de apă uzată este conţinutul de cloride din gazul de evacuare şi apă de

proces deoarece concentraţia de cloride afectează nivelul de coroziune şi calitatea gipsului Odată ce caracteristicile apei uzate sunt bine determinate poate fi proiectat un sistem de tratare a apei uzate Icircn general este suficient un tratament fizico-chimic standard pentru a satisface cerinţele de protecţiei a mediului

Fig 7 Schema unei instalaţii de desulfurare a gazelor cu oxidare integrată

Gipsul rezultat ca produs secundar este folosit icircn industria materialelor de construcţii Gradul de calitate al gipsului este un factor important pentru proiectarea sistemului

Gipsul pentru pereţi trebuie să fie de o calitate ridicată o puritate icircnalta umezeală scăzută un conţinut foarte mic de compuşi sulfiţi neoxidaţi şi de substanţe dizolvate

Gipsul pentru ciment este tot un gips de calitate ridicată totuşi de o puritate mai scăzută decacirct icircn cazul anterior Conţinutul de umezeală trebuie să fie scăzut şi la fel trebuie să fie conţinutul de compuşi sulfiţi neoxidaţi şi de substanţe dizolvate

Icircn general gipsul este uscat de abur acesta fiind apoi trecut printr-o maşină de brichetat şi apoi depozitat icircn saci sau silozuri Gipsul recuperat prin oxidare icircntr-o singură buclă are o puritate mai redusă şi o umezeală mai mare comparativ cu cel obţinut prin oxidarea icircn două bucle

Aplicatie- purificarea gazelor de ardere pe baza de carbune

Sa se calculeze o instalatie de purificare a gazelor de ardere de la o central termica pe baza de carbune

In central se arde o cantitate de carbune de 30-05n th carbune care contine 25-001n S si 3+002n cenusa

Excesul de aer pentru ardere este de 25+02n Instalatia se bazeaza pe absorbtia SO2 in suspensie de Ca(OH)2 iar randamentul este de 95

n = 5

Bilant in punctul 1

Debitul de alimentare

30minus05 ∙5=275 t h=27500 kg h

Procentul de Sulf

25minus001∙ 5=245

Procentul de cenusa

3+002 ∙ 5=31

Excesul de aer

25+02 ∙ n=26 exces aer

Procentul de carbune

100minus( S+ cenusa )=100minus (245+31 )=9445 C

Debitul de Sulf

GS(1 )= S

100∙GT=

245100

∙ 27500=67375 kgh

Debitul de cenusa

Gcenusa(1 ) =cenusa

100∙GT=

31100

∙ 27500=8525 kg h

Debitul de carbon

GC(1 )=C

100∙GT=

9445100

∙27500=2597375 kgh

Se calculeaza cantitatea de oxigen necesara arderii carbunelui

C+O2rarr CO2

12 kg C 32 kg O2 44 kg CO2

GC x y

x=GC ∙ 32

12=2597375∙ 32

12=6926133 kg h

GCO2

(1 ) = y=GC ∙ 44

12=2597375 ∙44

12=9523433 kgh

Se calculeaza cantitatea necesara arderii sulfului

S+O2 rarr SO2

32 kg C 32 kg O2 64 kg SO2

GS xrsquo yrsquo

x =GS ∙ 32

32=67375 ∙ 32

32=67375 kgh

GSO2

(1 ) = y=GC ∙ 44

32=67375∙ 64

32=13475 kgh

Bilant in punctul 2

Debitul aerului de combustie

Compozitie aer

N2=791 O2=20 Ar=09

M am=sum y i ∙ M i=791100

∙ 28+ 20100

∙ 32+ 09100

∙ 40=28908

C i(2)=

molar ∙ M i

M am

CN 2

(2) =791 ∙2828908

=76615

CO2

(2)= 20 ∙ 3228908

=2214

C Ar(2) =09 ∙40

28908=1245

GO2=x+x =6926333+67375=6993708 kg h

Gaer(2 ) =GN 2

(2 )+GO2

(2 )+GAr(2 )

GO2

(2 )=GO2∙100+exces aer

100=6993708 ∙

100+26100

=8812072kgh

100 kg aer 76615 kg N2 22140 kg O2 1245 kg Ar

Gaer(2 ) GN2

(2 ) GO2

(2 ) GAr(2 )

Gaer(2 ) =

GO 2

(2) ∙ 100

2214=8812072∙ 100

2214=3980159

GN2

(2 )=GO2

(2 ) ∙ 76615

2214=8812072 ∙76615

2214=30493988

GAr(2 )=

GO2

(2 ) ∙1245

2214=8812072 ∙ 1245

2214=49553

Bilant in punctul 3

C+O2rarr CO2

GCO2

(3 ) =GCO2

(1 ) =9523433 kg h

S+O2 rarr SO2

GSO2

(3 ) =GSO2

(1) =13475 kg h

Se considera ca in faza de combustie eficienta indepartarii cenusei din gaze este 90

Gcenusa(3 ) =01 ∙ Gcenusa

(1) =01 ∙8525=8525 kg h

GN2

(3 )=GN2

( 2)=30493988 kgh

GAr(3 )=G Ar

(2) =49553 kgh

GO2

(3 )=GO2

(2)minus( x+x )=8812072minus (6926333+67375 )=1818364 kg h

GT(3 )=GN2

(3 ) +GAr(3 ) +GO2

(3 )+GCO2

(3 ) +G SO2

(3) =30493988+49553+1818364+9523708+13475=4246634 kgh

Bilant in punctul 7

Gcenusa(7 ) =09 ∙ Gcenusa

(1 ) =09 ∙8525=76725 kgh

Bilant in punctul 4

Eficienta desprafuirii este de 90

Gcenusa( 4) =01 ∙ Gcenusa

(3 ) =01 ∙8525=8525 kg h

GN2

( 4)=GN2

( 3)=30493988 kgh

GAr( 4)=G Ar

(3) =49553 kgh

GO2

( 4)=GO2

(3)=1818364 kg h

GCO2

( 4) =GCO2

(3 ) =9523433 kg h

GSO2

( 4) =GSO2

(3 ) =13475 kg h

GT( 4)=GN2

(4 )+GAr( 4 )+GO 2

(4 )+GCO2

(4 ) +GSO2

( 4) =30493988+49553+1818364+9523708+13475=4246634 kg h

Bilant in punctul 5

Gcenusa(5 ) =09 ∙ Gcenusa

(3 ) =09 ∙8525=76725 kgh

Bilant in punctul 6

Se considera arbitrar ca numai 10 Ca(OH)2 reactioneaza cu CO2 si 90 din Ca(OH)2 reactioneaza cu SO2

Ca(OH )2+SO2+H 2O+O2rarr CaSO4 ∙2 H 2O

74 kg Ca(OH)2 64 kg SO2 16 kg O2 18 kg H2O 172 kg CaSO42H2O

a GSO2 react b c d

η|iquest|=95 iquest

GSO2 react=GSO2

(1) ∙η|iquest|∙

1100

=13475 ∙95

100=1280125kg hiquest

a=1280125∙ 7464

=148014 kg hCa(OH )2

b=1280125 ∙ 1664

=32003 kg h O2

c=1280125 ∙1864

=36003 kgh H 2 O

d=1280125 ∙ 17264

=3440325 kgh CaSO4 ∙2 H 2O

Ca(OH )2+CO2rarr CaCO3+H 2O

74 kg Ca(OH)2 44 kg CO2 100 kg CaCO3 18 kg H2O

19

GCa (OH )2 u w z

19

GCa(OH )2=148014

9=16446 kg hCa(OH )2

u=16446 ∙4474

=9779 kg hCO2

w=16446 ∙10074

=22224 kg hCaCO3

z=16446 ∙1874

=4001 kg h H 2 O

GN2

(6 )=GN2

( 4 )=30493988 kgh

GAr(6 )=G Ar

(4 )=49553 kgh

GSO2

(6 ) =GSO2

(4 ) minusG SO2 react=13475minus1280125=67375 kg h

GCO2

(6 ) =GCO2

( 4) minusGCO2(u )=9523433minus9779=9513654 kg h

GO2

(6 )=GO2

(4 )minusGO2(b )=1818364minus32003=1786361 kg h

Se considera ca la iesirea din absorber gazele au temperatura de 35⁰C iar

faza lichida are 35⁰C si presiune atmosferica

PH 2O(35 )=00573 atm

Fractii molare

y H 2O=00573

y gazeuscate=09427

Debitul molar de gaze uscate in punctul 6

DM(6 )=DCO2

( 6) +DSO2

(6 ) +DO2

( 6)+DAr( 6) +DN2

(6)

DCO2

(6 ) =GCO2

(6 )

44=9513654

44=216219 kmoli h

DSO2

(6 ) =G SO2

( 6)

64=67375

64=105 kmoli h

DO2

(6 )=GO2

( 6)

32=1786361

32=55824 kmoli h

DN2

(6 )=GN 2

(6 )

28=30493988

28=1089071 kmoli h

DAr(6 )=

GAr( 6)

40=49553

40=12388 kmoli h

DM(6 )=DCO2

( 6) +DSO2

(6 ) +DO2

( 6)+DAr( 6) +DN2

(6) =216219+105+55824+1089071+12388=1373607 kmoli h

1 kmoli gaze 00573 kmoli H2O 09427 kmoli gaze uscate

DH 2O(6 ) DM

(6 )

DH 2O(6 ) =00573∙1373607

09427=83492kmoli h

GH2 O(6 ) =18 ∙ DH 2 O

( 6) =18 ∙83492=1502856 kg h

GT(6 )=GAr

( 6) +G SO2

( 6) +GCO2

(6 ) +GO2

(6 )+GN2

(6 ) +GH 2 O(6 ) =49553+67375+9513654+1786361+30493988+1502856=43799127 kg h

Bilant in punctul 18

Debitul de var hidratat introdus in prepararea laptelui de varConsideram ca varul hidratat contine

a) Umiditate - 5b) Impuritati solide insolubile - 5c) Ca(OH)2 - 90

GCa(OH )2=a=148014 kg h(calculat la punctul 6)

100 kg var hidratat 90 kg Ca (OH)2

GCa(OH )2 GCa(OH )2

=148014 kg h

GCa(OH )2

(18 ) =100 ∙ 14801490

=16446 kgh

Debitul total de gaz

GT(18 )=

GCa (OH )2∙100

90=

16446 ∙ 10090

=182733 kgh

Din debitul total de gaz vom calcula apa si impuritatileGH2 O

(18 ) =005 ∙GT(18)=005 ∙ 182733=9137 kg h

Gimp(18 )=005 ∙ GT

(18)=005∙ 182733=9137 kg h

Bilant in punctul 8

Consideram ca in punctul 8 suspensia contine 2 solid si 98 apa

Ca (OH )2+H 2O+SO2+12

O2rarr Ca SO4 ∙2 H 2 O

74 kg Ca(OH)2 64 kg SO2 16 kg O2 18 kg H2O 172 kg CaSO42H2O

a GSO2 react b c d

74 kg Ca(OH)2 44 kg CO2 100 kg CaCO3 18 kg H2O

19

GCa (OH )2 u w z

Gsolide( 8) =d+w+Gcenusa

(4 ) +Gimp(18)=3440325+22224+8525+9137=376246 kg h

Rata de iesire (formare) este 51Gmat solide

( 8) =Gsolide(8 ) ∙ 5=376246 ∙ 5=188123 kg h

GT( 8)=

Gmat solide

002=188123

002=940615 kg h

GH2 O( 8) =GT

(8 )minusGmat solide(8 ) =940615minus188123=9218027

kgh

Bilant in punctul 9

GT( 9)=08 ∙ GT

(8 )=08 ∙ 940615=752492 kg h

Gsolide( 9) =08 ∙G solide

(8 ) =08∙ 376246=300997 kg h

GH2 O( 9) =GT

(9 )minusGsolide(9 ) =752492minus300997=74948203 kg h

Bilant in punctul 12

GT(12 )=02∙ GT

( 8)=02 ∙ 940615=188123 kg h

Gsolide(12 ) =Gsolide

(8 ) =376246 kg h

GH2 O(12 ) =GT

(12)minusG solide(12) =188123minus376246=18436054 kg h

Bilant in punctul 13

Se calculeaza namolul de decantareGsolide

(13 ) =Gsolide(12) =376246 kg h

Umiditatea namolului 85

GT(13 )=

G solide( 13)

015=376246

015=2508307kg h

GH2 O(13 ) =GT

(13 )minusGsolide(13) =2508307minus376246=2132061 kg h

Bilant in punctul 14

Se calculeaza namolul de la filtrare

Gsolide(14 ) =Gsolide

(13 ) =376246 kg h

Umiditatea namolului de la filtrare ndash 40

GT(14 )=

Gsolide(14 )

06=376246

06=627077 kg h

GH2 O(14 ) =GT

(14 )minusGsolide(14 ) =627077minus376246=250831 kg h

Bilant in punctul 15

Se calculeaza limpedele de la decantare

GT(15 )=GH 2 O

(15) =GT(12)minusGT

( 13)=188123minus2508307=16303993 kg h

Bilant in punctul 16

GT(16 )=GH 2 O

(16 ) =GT(13)minusGT

(14)=2508307minus627077=188123 kg h

Bilant in punctul 17

Se calculeaza adaosul de apa

Debit apa care intra este

GH2 Ointrata=GH2 O(17 ) +GH 2O

(18 ) +cH 2 O(8 ) +zH 2 O

(8 )

Debit de apa care iese este

GH2 Ointrata=GH2 O(6 ) +GH 2O

(14 ) +dCaSO4 ∙ H 2 O(8 ) + 36

172

GH2 Ointrata=GH2 Ointrata

GH2 O(17 ) =GH 2 O

(6 ) +GH2 O(14 ) +dCaSO4 ∙ H 2O

(8 ) + 36172

minus(GH 2 O(18) +c H 2O

( 8) + zH 2 O( 8) )=1502856+250831+3440325+ 36

172minus(9137+36003+4001 )=2048599 kgh

Bilant in punctul 20

Se calculeaza laptele de var 20

GCa(OH )2

(20 ) =GCa(OH )2

(18 ) =16446kg h

Gimp(20 )=Gimp

(18 )=9137 kg h

GT(20 )=

GCa(OH )2

(20)

02=16446

02=8223 kg h

GH2 O(20 ) =GT

(20 )minusGimp(20)minusGCa (OH )2

(20) =8223minus9137minus16446=648704 kgh

Bilant in punctul 19

GH2 O(19 ) =GH 2 O

(20 ) minusGH 2 O(18) =648704minus9137=639567 kg h

GT(19 )=GT

(20 )minusGT(18)=8223minus182733=639567 kg h

GH2 O(19 ) =GT

(19 )

Bilant in punctul 21

GH2 O(21 ) =GH 2 O

(15 ) +GH 2 O( 16) +GH 2 O

(17 ) minusGH 2 O(19) =16303993+188123+2048599minus639567=19594255 kg h

Bilant in punctul 11

GT(11 )=GH 2 O

( 20) +GH 2 O(21) =648704+19594255=20242959 kg h

Bilant in punctul 10

GT(10 )=GT

(11 )+GT(9 )=20242959+752492=95492159 kgh

Predimensionarea absorberului

1 Calculul ariei minime a sectiunii coloanei

Consideram ca in coloana se foloseşte o umplutura cu inele Rasching cu caracteristicile urmatoare

dimensiuniLDd=505050 mm suprafaţa specifica ag=95 m2m3

fracţia de goluri εg=079 m3m3

densitatea aparenta ρa=500 Kgm3

Viteza de inecare este

lg [ v i ∙ ag

g ∙ εg3 ∙

ρ v

ρl

(103 ηl )016]=Aminus175( L

G )14 ∙( ρv

ρl)

18

unde vi= viteza de inecare

ag= suprafaţa specifica a umpluturii

εg= fracţia de goluri a umpluturii

ρv= densitatea fazei gazoase( considerata min punctul de bilant 6)

ρl= densitatea fazei lichide( considerata 103 Kgm3)

ηl= viscozitatea fazei lichide( considerata 10-3 Kgms)

A= coeficientul ales in funcţie de natura umpluturii (A=022)

Lrsquo=debitul masic al fazei lichide=GT(8)

Grsquo= debitul masic al fazei gazoase=GT(6)

Din bilanţul in punctul (6) rezulta

DM i(6 ) =(G i

(6 )

M i)

y i=DM i

(6 )

sum DM i( 6)

sum DM i(6 )

unde i= CO2 SO2 N2 Ar O2 H2O

yCO2=0144

y N2=0755

y Ar=00086

yO2=0044

ySO2=000007

y H 2O=0047

M (6 )=sum y i ∙ M i=2973448 kg

Presiunea gazelor se considera 1 atm

V M=V M0 ∙

TT 0

=22 4 ∙TT 0

La intrarea in absorber t i gaze=135

La iesirea din absorber t e gaze=35

tm=135+35

2=85

T=85+273=358 K

ρ v=M ( 6)

V M

=M ( 6)

V M0 ∙

T 0

T=29802

224∙273358

=1014 kgm3

lg [ v i ∙ 95

981∙ 0793 ∙1014

103 ∙ (103 ∙10minus3 )016]=022minus175( 94061543799127 )

14 ∙( 1014

103 )18

lg v i=1 03v i=10 73 m s

Debitul volumetric de gaze

Gv=DM T(6 ) ∙ V m

0 ∙TT 0

=1373607 ∙224 ∙358273

=403488251 m3h

Amin=Gv

v i ∙3600= 403488251

3600∙1073=10445 m3h

Dmin=radic 4 ∙ Amin

π=radic 4 ∙10445

π=364 m

Pentru diametre mai mari de 2 valorile se aleg din 05 icircn 05 m

Deci Dmin=4 m

Aria reala este

Areala=π D2

4=π ∙ 42

4=1257 m2

2 Calculul suprafetei de transfer şi a volumului de umplutură

Coeficientul de difuzie

Dso2minusg=43 ∙ 10minus7

∙T

32

P(V A

13 +V B

13)2 ∙radic 1

M A

+1

M B

[m2 s ]

unde

T- temperatura [K]

p- presiunea p = 1 atm

VA VB-volume molare la punctul normal de fierbere[cm3mol]

Consideram ca A este amestecul gazos din punctul de bilant (6) iar B= SO2

V SO2=44 8 cm3 iquestmol

V Ar=29 8 cm3 mol

V N2=31 2 cm3 iquestmol

V H2

O =18 9 cm3 iquestmol

V CO2=34 4 cm3iquestmol

V O2=25 6 cm3iquest mol

Coeficientul de difuzie se considera pentru amestecul din punctul (6)

V A=sum y isdotV i

V B=V SO2=44 8 cm3 iquestmol

V Ar=0 0086sdot29 8 =0 25628 cm3 mol iquest

V N2=0 755sdot31 2 =23 556 cm3 iquestmol iquest

V H2

O =0 047sdot18 9 =0 8883 cm3 iquestmol iquestiquestV CO2=0 144sdot34 4 =4 9536 cm3 iquestmol iquestiquestiquestV O

2=0 043sdot25 6 =1 1008 cm3 iquestmol iquestiquestiquestiquestV A =30 75498 cm3iquestmol

M A=M (6)=29 73448 kgM B=M SO2

=64 Kg

Dso2minusg=43 ∙10minus7

∙358

32

1(307549813 +448

13 )2

∙radic 12973448

+1

64 [m2 s ]

DSO2minusg=1 4466sdot10minus5 [ m2iquest s ]

Re=Gsdotdgηv

G=GT

(6)

Arealsdot3600 Kg m2 s

Diametrul mediu al granulelor

dg=005m

ηv=ηam=1910-6 Kgms

G= 437991271257 ∙ 3600

=968 kg m2 s

real=G ∙ dgηv

=978 ∙ 005

19 ∙10minus6=2573684

Sc=ηv

ρ v ∙D SO2minusg

= 19∙ 10minus6

1014 ∙ 14466 ∙10minus5=1295

sh=c ∙ real059 ∙ Sc033

unde c=069

Sh=069∙ 2573684059∙ 1295033=300694

Sh=KV ∙ dgDS 04minusg

=iquest K v=Sh ∙ DSO4minusg

dg=300694 ∙14466 ∙ 10minus5

005=0087 m3m2 s

Debitul absorbit de SO2(N)

N=K vsdotSsdotDc

unde Kv= coeficient de transfer de masă

S= suprafata de transfer

Dc= forta motricea procesului de transfer de masă

Dy m=( y1minus y1

iquest )minus( y2minus y2iquest )

ln( y1minus y1

iquest )( y2minus y2

iquest )

unde y1y2= concentraţiile la baza coloanei si la vacircrful coloanei

y=concentratia gazului in echilibru cu x

( yminus yiquest) =diferenta medie logaritmica a diferentei de concentratie

Transferul de masă esteurmat de o reactie chimică ireversibilă si de aceea

( y1

iquestiquest y2iquest =0)

Dy m=( y1minus y2)

lny1

y2

y1= ySO2

(4 )

y2= ySO2

(6 ) =0 00007

DM i(4) =(G i

(4 )

M i)

DM N2

( 4 ) =3049398828

=1089071 kmoli h

DAr( 4 )= 49553

40=12388 kmoli h

DO2

( 4 )=181836432

=56824 kmoli h

DSO2

( 4 ) =1347564

=2105 kmoli h

DCO2

( 4 ) =952343344

=216442 kmoli h

DM T( 4 ) =13768 kmoli h

ySO2

( 4) =DM SO2

( 4 )

DM T(4 ) = 2105

13768=0001529

D y m=( y1minus y2 )

lny1

y2

=(0001529minus000007 )

ln0001529000007

=0000473

Dc=D y m∙ρv

M (6 )=0000473 ∙

10142973448

=1613∙ 10minus5

N=DM S O2

(4 ) minusDM SO2

(6 ) =2105minus105=20 kmoli h

N=K v ∙ S ∙ D c=20 kmoli h

S= NK v ∙ 3600∙ Dc

= 20

0087 ∙3600 ∙ 1613∙ 10minus5=395889 m2

Volumul umpluturii

V u=Sag

=39588995

=4167 m3

Inaltimea umpluturii

H u=V u

Areal

=41671257

=332

Hu se aproximeaza la 35 m

atmosferei şi mai puţin recuperarea şi valorificarea sulfului Cheltuielile mari de desulfurare au făcut ca aplicarea cu rezultate notabile a procedeelor desulfurare să fie foarte mult limitată introducerea tehnologiilor de desulfurare fiind impusă de legislaţia de mediu Procedeele de desulfurare de tip FGD (Flue Gas Desulfurization) dezvoltate icircn special după anul 1944 sunt extrem de diversificate şi pot fi formal clasificate icircn următoarele categorii

bull Procedee uscate

- bazate pe adsorbţie fizică

- bazate pe adsorbţie şi reacţie chimică

- bazate pe procese chimice catalitice sau necatalitice

bull Procedee umede

- bazate pe procese de absorbţie fizică icircn soluţii

- bazate pe procese de absorbţie şi reacţie chimică icircn soluţii sau icircn suspensii

bull Procedee combinate icircn cadrul cărora pot avea loc procese complexe atacirct fizice cacirct şi chimice

Sectorul energetic este unul din marii poluatori din economie Poluarea atmosferei de către sistemul energetic are următoarele trei principale consecinţe poluarea la distanţe lungi degradarea calităţii aerului din cauza condiţiilor precare de dispersie atmosferică şi emisiile de gaze cu efect de seră Sectorul energetic din cauza combustibililor fosili (cărbune gaz natural păcură) utilizaţi de Instalaţiile Mari de Ardere (IMA) produce cea mai mare cantitate de emisii de gaze cu efect de seră (bioxid de carbon) una dintre principalele cauze ale schimbărilor climatice IMA evacuează icircn atmosferă cantităţi semnificative de emisii poluante circa 88 din emisiile totale la nivel naţional de NOx 90 din cele de SO2 şi 72 din cantitatea de pulberi acestea fiind generate icircn procesul de ardere a combustibililor fosili icircn capacităţile de producere a energiei electrice

Deşi sectorul energetic beneficiază de perioade de tranziţie obţinute prin Tratatul de Aderare pacircnă icircn anul 2013 pentru emisiile de SO2 NOx şi pulberi respectiv 2017 pentru reducerea suplimentară a emisiilor de NOx icircn vederea conformării cu prevederile Directivei 200180EC cacirct şi cu angajamentele luate icircn cadrul Protocolului de la Gothenburg Romacircnia trebuie să realizeze icircntr-o perioadă relativ scurtă investiţii icircn obiective de mediu care implică resurse financiare substanţiale pentru reducerea emisiilor de SO2 NOx şi pulberi la IMA prin realizarea proiectelor de montare a instalaţiilor de desulfurare a gazelor de ardere de arzătoare cu NOx redus şi de filtre la grupurile energetice deja modernizateretehnologizate

Icircn grupurile modernizate retehnologizate proiectele de investiţii icircn instalaţiile de desulfurare a gazelor de ardere arzătoare cu NOx redus şi filtre pentru IMA au ca efect principal reducerea emisiilor de poluanţi icircn aer şi creşterea calităţii mediului icircnconjurător prin diminuarea fenomenelor de acidifiere care afectează solurile apele fauna şi flora şi reducerea formării ozonului care are efecte adverse asupra sănătăţii umane şi asupra ecosistemelor

Arderea combustibililor fosili conduce la evacuarea icircn atmosferă a unor volume importante de oxizi gazoşi de sulf Icircn urma precipitaţiilor chimice şi a transformărilor pe care le suferă icircn atmosferă aceşti oxizi devin sursa precipitaţiilor acide formă sub care icircşi exercită la nivelul solului acţiunea distrugătoare asupra vegetaţiei perene Icircn acelaşi timp icircn condiţiile specifice (temperatură şi presiune ridicată prezenţa umidităţii alături de particule de cenuşă) ce caracterizează circulaţia gazelor arse dinspre instalaţia de ardere spre coşul de evacuare icircn atmosferă oxizii gazoşi exercită o puternică acţiune corozivă asupra instalaţiilor ce compun circuitul gazelor arse Astfel se intensifică uzura instalaţiilor

Icircntr-o primă fază bioxidul de sulf dă naştere acidului sulfuros care prin oxidare sub acţiunea radiaţiei solare se transformă icircn acid sulfuric Acţiunea poluatoare a H2SO4 se exercită sub forma ploilor acide principalul factor generator al bdquomorţii pădurilorldquo icircn ţările industrializate din Europa de vest şi centrală Intracircnd icircn circulaţia atmosferică zonală SO2 exercită efectul poluant nu numai icircn regiunea sau ţara icircn care este generat ci şi icircn alte regiuni sau ţări aflate pe direcţia vacircnturilor dominante Acest proces este favorizat de construirea unor coşuri icircnalte (peste 200divide250 m) prin intermediul cărora gazele arse avacircnd o temperatură ridicată (160divide175 degC) şi o viteză de evacuare mare sunt conduse prin intermediul coşurilor icircnalte la o icircnălţime egală icircn medie cu dublul icircnălţimii coşului (cca 500 m de la nivelul solului)

Metode de reţinere a bioxidului de sulf

Cu excepţia unor procese chimice speciale arderea combustibililor fosili reprezintă principala sursă de dioxid de sulf (SO2) Se deosebesc trei căi principale de reducere a emisiei de SO2 respectiv desulfurarea combustibililor alegerea corespunzătoare a combustibilului desulfurarea gazelor de ardere Reţinerea bioxidului de sulf poate avea loc icircn toate fazele folosirii combustibilului icircncepacircnd cu pregătirea lui icircnaintea arderii icircn timpul arderii şi după ardere (prin acţiuni asupra gazelor de ardere)

Icircn cărbune sulful este prezent sub 3 forme

1) sulf organic

2) radical sulfat

3) pirită

Icircn păcură sulful poate fi doar sub formă de sulf organic şi radical sulfat Icircn general combustibilii gazoşi naturali au un conţinut neglijabil de sulf Gazele de sondă sau de rafinărie conţin hidrogen sulfurat (H2S) precum şi dioxid de carbon (CO2) şi mercaptan De exemplu gazul de gazogen din cărbune conţine circa 1 H2S şi 6 CO2 Sulful organic care face parte integrantă din diagramă Fe-carbon şi care nu poate fi extras prin segregare fizică directă reprezintă 30divide70 din totalul de sulf Icircn general raportul sulf organicsulf total este mai ridicat la combustibilul cu conţinut scăzut de sulf şi scade cu creşterea conţinutului de sulf Conţinutul de sulf din radical sulfat este icircn general inferior 005 [ ] Pirită icircn cărbune se află sub formă de particule discrete şi chiar microscopice Este un mineral greu cu o densitate de aproximativ 50 icircn timp ce cărbunele are o densitate maximă de numai 18 [kgdm3]

Conţinutul icircn pirită al cărbunelui poate fi uşor redus prin reducerea granulaţiei urmată de o separare gravitaţională Icircn general cantitatea de pirită reţinută creşte pe măsură ce cărbunele este măcinat icircn particule cacirct mai fine şi densitatea la care se produce separarea scade Particulele de cărbune cu conţinut redus de pirită şi particulele de cenuşă vor cădea cu particulele minerale pure De aici rezultă un produs mai curat icircnsa cu pierderi mai ridicate de energie sau de căldură Cacircnd aceste particule sunt foarte fine metoda de segregare gravimetrică devine mai puţin rentabilă Icircn cazul utilizării cărbunelui desulfurarea combustibilului este relativ dificilă Icircn focarele de mare capacitate cu accent asupra acelora din centralele termoelectrice utilizarea unor combustibili cu conţinut scăzut de sulf dar mai scumpi nu reprezintă o soluţie viabilă icircntotdeauna Din acest motiv pentru reducerea emisiei de SO2 se realizează o desulfurare a gazelor de ardere

Rafinarea petrolului brut este icircnsoţită şi de o producţie de hidrogen sulfurat care diferă icircn funcţie de caracteristicile petrolului brut Pentru eliminarea sulfului din petrolul supus rafinării se introduce un gaz bogat icircn hidrogen ceea ce facilitează formarea hidrogenului sulfurat Procedeul este cunoscut sub denumirea de hidrorafinare care permite totodată şi reţinerea altor impurităţi (azot apă oxigen) icircntr-un reactor cu catalizatori adecvaţi

Icircn procesul de rafinare conţinutul de sulf din combustibili lichizi uşori este reglat prin amestecul mai multor sorturi cu concentraţii diferite de sulf Icircn plus

combustibilul lichid uşor poate fi desulfurat prin hidrogenare (desulfurarea combustibilului) Desulfurarea are loc icircn prezenţa unor catalizatori de cele mai multe ori cobalt şi molibden pe un suport de alumină la temperaturi şi presiuni de 320divide420 ordmC respectiv 25divide70 bar Icircn timpul procesului sulful este eliminat prin hidrogenare sub formă de hidrogen sulfurat care este transformat ulterior icircn sulf elementar

Eliminarea sulfului şi azotului are ca efect şi distrugerea unui icircnsemnat număr de molecule grele obţinacircndu-se astfel creşterea ponderii produşilor uşori Introducerea hidrogenului se poate realiza icircn toate fazele prelucrării petrolului care poate conduce la creşterea gradului de reţinere a sulfului pacircnă la circa 65 Pentru desulfurarea combustibilului gazos procedeele constau icircn extragerea concentrarea şi reţinerea hidrogenului sulfurat H2S care urmează a fi tratat conform unor procedee specifice

Din hidrogenul sulfurat aflat icircn fază gazoasă se recuperează sulful printr-o spălare cu amacircne urmată de procedee de tip Claus realizacircnd o reţinere a sulfului icircn proporţie de 95 Se mai utilizează şi o recuperare complementară a sulfului din gazele ieşite din recuperatorul Claus cu un randament de 4divide49 iar restul se arde producacircnd SO2

Reziduurile solide din epurarea cărbunelui pot fi grosiere sau fine şi sunt compuse din deşeuri de cărbune ardezie şisturi de cărbune de pirită şi argilă O metodă de a scăpa de aceste deşeuri ale cărbunelui brut constă icircn depozitarea icircn strat pe un teren netezit compactarea acoperirea cu pămacircnt şi apoi replantarea cu vegetaţie Aceste metode sunt menite să icircmpiedice aprinderea spontană şi infiltrarea apei Reziduurile fine sunt de obicei deversate icircn bazine de decantare sub formă de noroi sau deshidratate şi adăugate la grămada de reziduuri grosiere

O posibilitate de a reduce emisia de SO2 este alegerea unui anumit combustibil (icircn faza de proiectare) sau schimbarea celui utilizat icircn mod curent icircn exploatare (alegerea combustibilului) De exemplu icircn ultimii ani utilizarea gazului natural a crescut considerabil icircn instalaţiile de mică şi medie capacitate Cum conţinutul de sulf din gazul natural este practic neglijabil emisia de SO2 a fost redusă pe această cale

O altă posibilitate de limitare a emisiei dar numai pacircnă la jumătate din cea naturală se poate obţine prin insuflarea de aditivi icircn focar icircn timpul arderii fie sub formă de praf de dolomită injectat cu praful de cărbune fie sub forma unor emulsii de particule icircn hidrocarburi dozate icircn combustibilul lichid

Pudră de calcar este injectată icircn focar unde este calcinată la CaO care reacţionează cu SO2 rezultacircnd CaSO4 Produsul desulfurării şi aditivul care nu a

reacţionat sunt colectate icircn precipitator icircmpreuna cu aerul de combustie Metoda a avut cele mai bune rezultate deoarece calcarul este injectat la o temperatură favorabilă şi acolo se află o presiune suficientă datorată aerului de la partea superioară a arzătorului pentru a distribui bine aditivul Funcţie de sarcina cazanului eficienţa reducerii atinge valori de 50divide70

Avantajele injecţiei de calcar sunt proces simplu realizare rapidă costul investiţiei scăzut consum mic de energie disponibilitatea instalaţiei ridicată

Dezavantajele metodei sunt grad de desulfurare limitat tendinţa de zgurificare icircn focar manipulare dificilă a cenuşei

Normele foarte severe de emisie care coboară valoarea de la 2divide35 gm3 la numai 04 gm3 cum este exemplul pentru Japonia SUA Germania impun neapărat folosirea unor instalaţii chimice de desulfurare a gazelor la toate cazurile de ardere a cărbunelui icircn cazane cu focare clasice sau a păcurii cu conţinut ridicat de sulf

Icircn ultimele două decenii au fost dezvoltate mai multe procedee de desulfurare dintre care cele mai importante sunt

bull procedeul umed icircn care se introduce ca agent activ o soluţie de hidroxid de calciu şi carbonat de sodiu obţinacircnd ca deşeu nămoluri nerecuperabile sau cel mult cu posibilitate de extracţie de gips

bull procedeul semiuscat icircn care se introduce ca agent activ o soluţie concentrată de amoniac sau hidroxid de calciu icircn filtru avacircnd loc evaporarea completă a apei Produsele sulfatice sunt recuperate icircn stare uscată permiţacircnd reintroducerea lor icircn circuitul economic

bull procedeul catalitic cu producere de sulf aplicat la o temperatură ridicată a gazelor de ardere

Cea mai largă implementare industrială o are procedeul umed Prin spălarea sau umidificarea aerului se obţine o răcire a gazelor pacircnă la 50divide60 degC la procedeul umed şi la 70divide100 degC la cel semiuscat Icircn aceste condiţii ridicarea penei de fum se limitează şi dispersia este dezavantajată Efectul de reducere a fondului de SO2 icircn atmosferă rămacircne icircn acest caz să se resimtă numai pe ansamblul teritoriului la distanţe mari Coboracircrea temperaturii sub temperatura punctului de rouă acidă atrage coroziuni inacceptabile sub aspectul fiabilităţii traseului de gaze motiv pentru care este necesară reicircncălzirea gazelor fie cu abur fie regenerativ fie cu amestec de gaze fierbinţi fie prin căldura obţinută prin arderea de combustibil suplimentar

Instalaţiile de desulfurare uscată şi semiuscată sunt utilizate mai rar icircn special pentru centralele mici datorită pericolului intoxicării cu amoniac Principala caracteristică a desulfurării umede este reducerea simultană a SO2 şi producerea de gips şi de asemenea controlul alimentării cu calcar esenţial pentru a icircnvinge fluctuaţiile sulfului conţinut icircn combustibil Gazele de ardere de la electrofiltru sau de la ieşirea din preicircncălzitorul de aer regenerativ sunt introduse icircn scruber prin intermediul a două ventilatoare icircnaintase cacircte unul pe fiecare linie

Icircnainte de primul scruber este instalat un schimbător de căldură gazgaz care răceşte gazul cu conţinut de SO2 icircnainte de intrarea icircn scruber şi icircncălzeşte gazul curat pacircnă la aproximativ 100 degC Gazul din linia a doua este introdus direct icircn cel de-al doilea scruber şi apoi fără a fi reicircncălzit se amestecă cu gazul curat (reicircncălzit la 100 degC) de la primul scruber Astfel rezultă o temperatură a gazelor la coş de circa 80 degC Gipsul produs e subţiat pacircnă la 30 conţinut solid şi ulterior e uscat pacircnă la 15 umiditate icircntr-un filtru cu vacuum Preaplinul concentratorului şi produsul filtrării sunt circulate complet icircn proces Nu se produce apă uzată iar 25 din gipsul rezultat este utilizat icircn industria cimentului

Icircn tabelul ce urmează sunt prezentate schematic principalele procedee comerciale de desulfurare a gazelor de ardere

Epurare prin metoda umedă

Procedeu Tehnică (metodă) Produse secundare

Var calcarCaOCaCO3

Absorbţia SO2 cu var stins (nămol de

var) sau calcar

Nămol de epurare

sau gips

Sodă de rufe

NaOH

Absorbţia SO2 cu o soluţie de sodă

caustică sau de carbonat de sodiu

Apă reziduală sau

soluţie spălat rufe

SoluţieAlcalină

Absorbţia SO2 cu soluţie de Na

rezultată din soluţie alcalină calcică

Nămol sau gips

(CaSO4)

Amoniac -Walther

Absorbţie cu NH3 apoi oxidare icircn

sulfat de amoniu

Icircngrăşămacircnt pe bază de sulfat de amoniu

Oxid de

magneziu

SO2 intră icircn reacţie cu un amestec de

oxid şi hidroxid de magneziu

reciclarea reactivului după

deshidratare şi regenerare

Sulf elementar sau acid sulfuric

Sulfit de sodiu

(wellmanndashlord)

Absorbţia SO2 cu o soluţie de sulfit

de sodiu care este apoi reciclată şi

regenerată

Sulf elementar sau

H2SO4 cantităţi

mici de sulfat de

sodiu

Citrat Absorbţia SO2 cu o soluţie de citrat Sulf elementar

de Na Absorbantul este regenerat şi

produşii secundari transformaţi icircn S2

prin reducţie icircn fază lichidă cu H2S

Carbonat apos Absorbţia SO2 cu o soluţie de

carbonat de sodiu deshidratat prin

pulverizare regenerare + reciclare

Sulf elementar

Uscare prin

pulverizare

Pulverizare şi

uscare

Reacţia unui nămol de absorbţie

pulverizat cu SO2 şi uscare simultană

Deşeuri uscate

Procedeu

uscat

Absorbţie pe

cărbune activ

Absorbţia şi desorbţia SO2 pe cărbune

activ

Sulf elementar

Desulfurarea gazelor de ardere

Sistemele de desulfurare a gazelor de ardere cel mai des utilizate sunt descrise schematic prin diagrame icircn figura 1 Icircn desulfurarea uscată SO2 şi SO3 sunt reţinute prin procese fizice (adsorbţie) sau chimice (absorbţie şi reacţii chimice)

Fig 1 Sisteme de desulfurare a gazelor de ardereIcircn adsorbţia uscată agentul de adsorbţie este dirijat să icircntacirclnească gazele ce

trebuie desulfurate Apoi agentul este reactivat icircn regenerator şi este trimis icircnapoi icircn procesul de adsorbţie Icircn adsorbţia uscată agentul de adsorbţie este pulverizat icircn gazele de ardere

Icircn procedeele semiuscate o suspensie alcalină sau alcalino - pămacircntoasă este adusă icircn contact cu gazele de ardere de desulfurat Icircn gazele de ardere fierbinţi se formează un produs uscat de reacţie care este colectat apoi icircn filtrele de particule

Desulfurarea umedă a gazelor de ardere are loc icircn turnuri de injecţie numite scrubere Icircn acest caz o soluţie sau suspensie alcalină sau alcalino-pamacircntoasa este dispersată icircn gazul de desulfurat sau este adusă icircntr-un contact omogen cu acesta astfel icircncacirct oxizii de sulf sunt icircndepărtaţi prin absorbţie Spălarea gazului cu apă este posibilă dar tendinţa gazelor de a se dizolva icircn apă este relativ redusă [4]

O metodă de desulfurare uscată a gazelor de ardere bazată pe adsorbţie fizică utilizează aditivi solizi Pe acest principiu se bazează icircndepărtarea combinată a oxizilor de sulf şi de azot cu cocs activ O altă posibilitate icircn special pentru instalaţii mici şi mijlocii (icircntre 50 - 100 MW) este absorbţia chimică a SO2 de către aditivi uscaţi activi din punct de vedere chimic Adăugarea de aditivi uscaţi pulverizaţi pe bază de calciu sau magneziu pentru reducerea emisiilor de componente acide ale gazelor (SO2 dar şi HCI şi HF) este cunoscută de mult timp şi reprezintă de cacirctva timp un procedeu obişnuit aplicat icircn numeroase focare Aditivii pot fi injectaţi icircn diferite puncte ale arderii sau icircn diferite puncte ale traseului gazelor de ardere

Procesele icircn care aditivul este adăugat icircntre generatorul de abur şi filtrul de particule este cel mai des icircntacirclnit icircntrucacirct este icircnsoţit de modificări minimale ale instalaţiei existente (camera de ardere construcţia cazanului) Icircn unele cazuri aditivul este introdus la sfacircrşitul traseului gazelor de ardere respectiv icircntre filtrul de particule şi coş icircn acest caz sunt necesare filtre de particule suplimentare

Icircn cazul arderii cărbunelui brun şi la arderea icircn strat fluidizat s-au obţinut rezultate bune prin dozarea aditivului icircn combustibil Figura 3 arată gradul de absorbţie a SO2 corespunzător diferiţilor aditivi uscaţi icircn funcţie de temperatură La temperaturi ridicate aditivii pe bază de magneziu se caracterizează prin grade mai reduse de absorbţie şi intervale active de temperatură mai icircnguste

Fig 3 Dependenţa de temperatură a absorbţiei de SO2 pentru diferiţi aditivi uscaţi

De asemenea eficienţa absorbţiei de SO2 cu ajutorul aditivilor uscaţi depinde şi de alţi factori precum timpul de rezidenţă gradul de amestecare a aditivului cu gazele de ardere de dimensiunile particulelor şi de porozitate Etapele reacţiei de calcinare hidratare şi absorbţie de SO2 a dolomitei sunt prezentate icircn figura 4

Fig 4 Etapele reacţiei de calcinare hidratare şi sulfatare a dolomitei

Icircn cazul metodelor uscate nu se produc ape reziduale Utilizarea produselor solide rezultate depinde de compoziţia lor chimică şi de modul de reţinere al acestora

Procesele semiuscate s-au dezvoltat pe baza faptului că absorbţia SO2 pe particulele de calcar poate fi icircmbunătăţită prin umidificarea acestora Icircn aceste procese agentul de absorbţie icircn general o suspensie de var sau de carbonat de sodiu ori o leşie de sodă caustică este pulverizată icircn gazele de ardere fierbinţi dispersate extrem de facircn Icircn urma acestui proces apa din absorbant vaporizează şi SO2 reacţionează cu agentul de absorbţie

Procesul de vaporizare durează pacircnă cacircnd produşii de reacţie iau forma unei pulberi uscate Aceasta poate fi icircndepărtată apoi din gazele de ardere cu ajutorul unei instalaţii clasice de desprăfuire (electrofiltru sau filtru sac)

Icircn figura 5 este prezentat procesul de desulfurare a gazelor de ardere prin acest procedeu Produsul final este alcătuit din gips la care se adăugă sulfit şi oxid de calciu De aceea cacircteodată se realizează o tratare termică ulterioară icircn scopul

majorării conţinutului de gips Produsele de reacţie cu un conţinut ridicat de gips pot fi utilizate icircn industria betoanelor şi a materialelor de construcţii Altfel reziduurile pot fi folosite icircn acelaşi mod ca cele rezultate icircn urma proceselor uscate de desulfurare

Principalul avantaj al procedeului de absorbţie prin pulverizare este acela că apa necesară vaporizează nerezultacircnd ape reziduale Icircn general gazele de ardere nu trebuie reicircncălzite din nou Icircn comparaţie cu procedeul uscat prin cel semiuscat se ating grade superioare de absorbţie a SO2 sbquo cu un exces mai redus de aditiv Totuşi cheltuielile de investiţie sunt mai ridicate

Desulfurarea umedă

Procesele de absorbţie umedă pot utiliza diverşi absorbanţi alcalini alcalinopamacircntosi sau alţi absorbanţi Solubilitatea icircn apă a absorbanţilor alcalini este mult mai mare decacirct a celor alcalino-pamacircntosi Icircn grupul de procese utilizacircnd alţi absorbanţi lichidul de spălare este icircn principal o soluţie acidă Factorul comun pentru toate aceste procese este utilizarea instalaţiilor icircn care se realizează contactul icircntre gaz şi lichid Aceste instalaţii creează o suprafaţă mare de contact realizacircnd transferul de masă al SO2 către fază lichidă Icircn cele ce urmează este prezentat procesul de desulfurare cu oxid de calciu

Dezvoltarea procedeelor de desulfurare umedă a gazelor de ardere de la centralele electrice pe bază de CaO a icircnceput icircn SUA icircn cadrul preocupărilor pentru eliminarea simultană a particulelor şi a dioxidului de sulf printr-o metodă

umedă Astfel scruberele Venturi de desprăfuire umedă au icircnceput să fie utilizate şi la desulfurarea gazelor de ardere Aceasta a condus icircn multe cazuri la reacţii icircntre particulele de cenuşă şi oxidul de calciu sau calcarul utilizat avacircnd drept consecinţa icircnfundarea scruberelor a conductelor şi a pompelor De aceea electrofiltrul era situat icircnaintea scruberului de tip Venturi Numai icircn acest mod se obţine un gips pur care poate fi revalorificat

Scruberele Venturi nu au fost icircn general acceptate deoarece realizau pierderi mari de presiune respectiv consum ridicat de energie Icircntre timp au fost dezvoltate alte tipuri de scrubare precum turnuri de spălare cu tub Venturi integrat sau alte componente Turnurile alcătuite din componente simple pentru minimizarea pierderilor s-au dovedit a fi soluţia cea mai bună (figura 6)

Fig 6 Turn de absorbţie prin pulverizare pentru desulfurarea umedă a gazelor

Astfel turnurile de spălare de construcţie mai nouă nu conţin decacirct cacircteva nivele spaţioase de pulverizare şi separatoare de picături instalate orizontal

Aceasta a condus la minimizarea pierderilor de presiune Un turn de spălare este alcătuit din trei părţi principale

zona inferioară de drenaj zona de contact gaz lichid zona de gaze de ardere curate

Icircn zona de drenaj suspensia rezultată din spălare este colectată amestecată ventilată şi icircmbogăţită cu absorbant proaspăt Volumul acestei zone este determinat icircn principal de viteză de dizolvare a absorbantului precum şi de cantitatea de SO2 ce trebuie icircnlăturată

Icircn zona mijlocie a scruberului zona de contact gaz lichid gazele sunt aduse icircn contact cu suspensia de spălare icircn contracurent şi astfel sunt spălate Lichidul de spălare este distribuit uniform pe mai multe nivele de pulverizare Astfel se creează un spaţiu de amestec omogen gaz lichid icircn care are loc transferul de masă de la gazele de ardere la lichidul de spălare

Icircn partea superioară a scruberului (zona de gaze de ardere curate) gazele de ardere trec printr-un separator de picături icircn care se reţin picăturile fine de lichid pe care le-au antrenat Pentru curăţare separatorul de picături este spălat cu apă de sus icircn jos icircntr-o anumită succesiune a sectoarelor acestuia cu ajutorul unor pulverizatoare

Figura 7 prezintă schema unei instalaţii moderne de desulfurare a gazelor de ardere cu oxidare integrată folosind calcar drept absorbant Astfel de instalaţii sunt icircn funcţiune icircn centralele noi din Germania Gazele care trebuie curăţate sunt răcite icircn schimbătorul regenerativ de căldură gaze-gaze şi trec prin turnul de spălare icircn contracurent faţă de absorbant Pentru a se evită suprasaturarea cu vapori de apă gazele curate sunt reicircncălzite icircn schimbătorul de căldură pacircnă la aproximativ 90 0C Eficienţa scruberului este de circa 92divide98 sbquo astfel icircncacirct se poate respecta fără vreo dificultate nu numai norma de 400 mg SO2m3sbquo dar şi alte cerinţe mai restrictive privind emisiile de SO2 Lichidul de spălare are o evoluţie ciclică Calcarul măcinat fin este preluat din siloz şi preparat cu apă (apă reziduală) rezultacircnd o suspensie care alimentează continuu zona inferioară a scruberului Pe de altă parte suspensia de gips este evacuată din scruber Separarea cristalelor mai mari de gips micşorarea lor ulterioară şi procesarea acestora se face icircntr-un hidrociclon Particulele fine de ghips care nu pot fi deshidratate atacirct de bine sunt trimise icircnapoi icircn ciclul absorbantului sub formă de cristale de sămacircnţă

Apa reziduală evacuată din ciclu trebuie tratată datorită conţinutului său ridicat de ioni şi de metale Unul dintre parametrii cei mai critici care determină cantitatea de apă uzată este conţinutul de cloride din gazul de evacuare şi apă de

proces deoarece concentraţia de cloride afectează nivelul de coroziune şi calitatea gipsului Odată ce caracteristicile apei uzate sunt bine determinate poate fi proiectat un sistem de tratare a apei uzate Icircn general este suficient un tratament fizico-chimic standard pentru a satisface cerinţele de protecţiei a mediului

Fig 7 Schema unei instalaţii de desulfurare a gazelor cu oxidare integrată

Gipsul rezultat ca produs secundar este folosit icircn industria materialelor de construcţii Gradul de calitate al gipsului este un factor important pentru proiectarea sistemului

Gipsul pentru pereţi trebuie să fie de o calitate ridicată o puritate icircnalta umezeală scăzută un conţinut foarte mic de compuşi sulfiţi neoxidaţi şi de substanţe dizolvate

Gipsul pentru ciment este tot un gips de calitate ridicată totuşi de o puritate mai scăzută decacirct icircn cazul anterior Conţinutul de umezeală trebuie să fie scăzut şi la fel trebuie să fie conţinutul de compuşi sulfiţi neoxidaţi şi de substanţe dizolvate

Icircn general gipsul este uscat de abur acesta fiind apoi trecut printr-o maşină de brichetat şi apoi depozitat icircn saci sau silozuri Gipsul recuperat prin oxidare icircntr-o singură buclă are o puritate mai redusă şi o umezeală mai mare comparativ cu cel obţinut prin oxidarea icircn două bucle

Aplicatie- purificarea gazelor de ardere pe baza de carbune

Sa se calculeze o instalatie de purificare a gazelor de ardere de la o central termica pe baza de carbune

In central se arde o cantitate de carbune de 30-05n th carbune care contine 25-001n S si 3+002n cenusa

Excesul de aer pentru ardere este de 25+02n Instalatia se bazeaza pe absorbtia SO2 in suspensie de Ca(OH)2 iar randamentul este de 95

n = 5

Bilant in punctul 1

Debitul de alimentare

30minus05 ∙5=275 t h=27500 kg h

Procentul de Sulf

25minus001∙ 5=245

Procentul de cenusa

3+002 ∙ 5=31

Excesul de aer

25+02 ∙ n=26 exces aer

Procentul de carbune

100minus( S+ cenusa )=100minus (245+31 )=9445 C

Debitul de Sulf

GS(1 )= S

100∙GT=

245100

∙ 27500=67375 kgh

Debitul de cenusa

Gcenusa(1 ) =cenusa

100∙GT=

31100

∙ 27500=8525 kg h

Debitul de carbon

GC(1 )=C

100∙GT=

9445100

∙27500=2597375 kgh

Se calculeaza cantitatea de oxigen necesara arderii carbunelui

C+O2rarr CO2

12 kg C 32 kg O2 44 kg CO2

GC x y

x=GC ∙ 32

12=2597375∙ 32

12=6926133 kg h

GCO2

(1 ) = y=GC ∙ 44

12=2597375 ∙44

12=9523433 kgh

Se calculeaza cantitatea necesara arderii sulfului

S+O2 rarr SO2

32 kg C 32 kg O2 64 kg SO2

GS xrsquo yrsquo

x =GS ∙ 32

32=67375 ∙ 32

32=67375 kgh

GSO2

(1 ) = y=GC ∙ 44

32=67375∙ 64

32=13475 kgh

Bilant in punctul 2

Debitul aerului de combustie

Compozitie aer

N2=791 O2=20 Ar=09

M am=sum y i ∙ M i=791100

∙ 28+ 20100

∙ 32+ 09100

∙ 40=28908

C i(2)=

molar ∙ M i

M am

CN 2

(2) =791 ∙2828908

=76615

CO2

(2)= 20 ∙ 3228908

=2214

C Ar(2) =09 ∙40

28908=1245

GO2=x+x =6926333+67375=6993708 kg h

Gaer(2 ) =GN 2

(2 )+GO2

(2 )+GAr(2 )

GO2

(2 )=GO2∙100+exces aer

100=6993708 ∙

100+26100

=8812072kgh

100 kg aer 76615 kg N2 22140 kg O2 1245 kg Ar

Gaer(2 ) GN2

(2 ) GO2

(2 ) GAr(2 )

Gaer(2 ) =

GO 2

(2) ∙ 100

2214=8812072∙ 100

2214=3980159

GN2

(2 )=GO2

(2 ) ∙ 76615

2214=8812072 ∙76615

2214=30493988

GAr(2 )=

GO2

(2 ) ∙1245

2214=8812072 ∙ 1245

2214=49553

Bilant in punctul 3

C+O2rarr CO2

GCO2

(3 ) =GCO2

(1 ) =9523433 kg h

S+O2 rarr SO2

GSO2

(3 ) =GSO2

(1) =13475 kg h

Se considera ca in faza de combustie eficienta indepartarii cenusei din gaze este 90

Gcenusa(3 ) =01 ∙ Gcenusa

(1) =01 ∙8525=8525 kg h

GN2

(3 )=GN2

( 2)=30493988 kgh

GAr(3 )=G Ar

(2) =49553 kgh

GO2

(3 )=GO2

(2)minus( x+x )=8812072minus (6926333+67375 )=1818364 kg h

GT(3 )=GN2

(3 ) +GAr(3 ) +GO2

(3 )+GCO2

(3 ) +G SO2

(3) =30493988+49553+1818364+9523708+13475=4246634 kgh

Bilant in punctul 7

Gcenusa(7 ) =09 ∙ Gcenusa

(1 ) =09 ∙8525=76725 kgh

Bilant in punctul 4

Eficienta desprafuirii este de 90

Gcenusa( 4) =01 ∙ Gcenusa

(3 ) =01 ∙8525=8525 kg h

GN2

( 4)=GN2

( 3)=30493988 kgh

GAr( 4)=G Ar

(3) =49553 kgh

GO2

( 4)=GO2

(3)=1818364 kg h

GCO2

( 4) =GCO2

(3 ) =9523433 kg h

GSO2

( 4) =GSO2

(3 ) =13475 kg h

GT( 4)=GN2

(4 )+GAr( 4 )+GO 2

(4 )+GCO2

(4 ) +GSO2

( 4) =30493988+49553+1818364+9523708+13475=4246634 kg h

Bilant in punctul 5

Gcenusa(5 ) =09 ∙ Gcenusa

(3 ) =09 ∙8525=76725 kgh

Bilant in punctul 6

Se considera arbitrar ca numai 10 Ca(OH)2 reactioneaza cu CO2 si 90 din Ca(OH)2 reactioneaza cu SO2

Ca(OH )2+SO2+H 2O+O2rarr CaSO4 ∙2 H 2O

74 kg Ca(OH)2 64 kg SO2 16 kg O2 18 kg H2O 172 kg CaSO42H2O

a GSO2 react b c d

η|iquest|=95 iquest

GSO2 react=GSO2

(1) ∙η|iquest|∙

1100

=13475 ∙95

100=1280125kg hiquest

a=1280125∙ 7464

=148014 kg hCa(OH )2

b=1280125 ∙ 1664

=32003 kg h O2

c=1280125 ∙1864

=36003 kgh H 2 O

d=1280125 ∙ 17264

=3440325 kgh CaSO4 ∙2 H 2O

Ca(OH )2+CO2rarr CaCO3+H 2O

74 kg Ca(OH)2 44 kg CO2 100 kg CaCO3 18 kg H2O

19

GCa (OH )2 u w z

19

GCa(OH )2=148014

9=16446 kg hCa(OH )2

u=16446 ∙4474

=9779 kg hCO2

w=16446 ∙10074

=22224 kg hCaCO3

z=16446 ∙1874

=4001 kg h H 2 O

GN2

(6 )=GN2

( 4 )=30493988 kgh

GAr(6 )=G Ar

(4 )=49553 kgh

GSO2

(6 ) =GSO2

(4 ) minusG SO2 react=13475minus1280125=67375 kg h

GCO2

(6 ) =GCO2

( 4) minusGCO2(u )=9523433minus9779=9513654 kg h

GO2

(6 )=GO2

(4 )minusGO2(b )=1818364minus32003=1786361 kg h

Se considera ca la iesirea din absorber gazele au temperatura de 35⁰C iar

faza lichida are 35⁰C si presiune atmosferica

PH 2O(35 )=00573 atm

Fractii molare

y H 2O=00573

y gazeuscate=09427

Debitul molar de gaze uscate in punctul 6

DM(6 )=DCO2

( 6) +DSO2

(6 ) +DO2

( 6)+DAr( 6) +DN2

(6)

DCO2

(6 ) =GCO2

(6 )

44=9513654

44=216219 kmoli h

DSO2

(6 ) =G SO2

( 6)

64=67375

64=105 kmoli h

DO2

(6 )=GO2

( 6)

32=1786361

32=55824 kmoli h

DN2

(6 )=GN 2

(6 )

28=30493988

28=1089071 kmoli h

DAr(6 )=

GAr( 6)

40=49553

40=12388 kmoli h

DM(6 )=DCO2

( 6) +DSO2

(6 ) +DO2

( 6)+DAr( 6) +DN2

(6) =216219+105+55824+1089071+12388=1373607 kmoli h

1 kmoli gaze 00573 kmoli H2O 09427 kmoli gaze uscate

DH 2O(6 ) DM

(6 )

DH 2O(6 ) =00573∙1373607

09427=83492kmoli h

GH2 O(6 ) =18 ∙ DH 2 O

( 6) =18 ∙83492=1502856 kg h

GT(6 )=GAr

( 6) +G SO2

( 6) +GCO2

(6 ) +GO2

(6 )+GN2

(6 ) +GH 2 O(6 ) =49553+67375+9513654+1786361+30493988+1502856=43799127 kg h

Bilant in punctul 18

Debitul de var hidratat introdus in prepararea laptelui de varConsideram ca varul hidratat contine

a) Umiditate - 5b) Impuritati solide insolubile - 5c) Ca(OH)2 - 90

GCa(OH )2=a=148014 kg h(calculat la punctul 6)

100 kg var hidratat 90 kg Ca (OH)2

GCa(OH )2 GCa(OH )2

=148014 kg h

GCa(OH )2

(18 ) =100 ∙ 14801490

=16446 kgh

Debitul total de gaz

GT(18 )=

GCa (OH )2∙100

90=

16446 ∙ 10090

=182733 kgh

Din debitul total de gaz vom calcula apa si impuritatileGH2 O

(18 ) =005 ∙GT(18)=005 ∙ 182733=9137 kg h

Gimp(18 )=005 ∙ GT

(18)=005∙ 182733=9137 kg h

Bilant in punctul 8

Consideram ca in punctul 8 suspensia contine 2 solid si 98 apa

Ca (OH )2+H 2O+SO2+12

O2rarr Ca SO4 ∙2 H 2 O

74 kg Ca(OH)2 64 kg SO2 16 kg O2 18 kg H2O 172 kg CaSO42H2O

a GSO2 react b c d

74 kg Ca(OH)2 44 kg CO2 100 kg CaCO3 18 kg H2O

19

GCa (OH )2 u w z

Gsolide( 8) =d+w+Gcenusa

(4 ) +Gimp(18)=3440325+22224+8525+9137=376246 kg h

Rata de iesire (formare) este 51Gmat solide

( 8) =Gsolide(8 ) ∙ 5=376246 ∙ 5=188123 kg h

GT( 8)=

Gmat solide

002=188123

002=940615 kg h

GH2 O( 8) =GT

(8 )minusGmat solide(8 ) =940615minus188123=9218027

kgh

Bilant in punctul 9

GT( 9)=08 ∙ GT

(8 )=08 ∙ 940615=752492 kg h

Gsolide( 9) =08 ∙G solide

(8 ) =08∙ 376246=300997 kg h

GH2 O( 9) =GT

(9 )minusGsolide(9 ) =752492minus300997=74948203 kg h

Bilant in punctul 12

GT(12 )=02∙ GT

( 8)=02 ∙ 940615=188123 kg h

Gsolide(12 ) =Gsolide

(8 ) =376246 kg h

GH2 O(12 ) =GT

(12)minusG solide(12) =188123minus376246=18436054 kg h

Bilant in punctul 13

Se calculeaza namolul de decantareGsolide

(13 ) =Gsolide(12) =376246 kg h

Umiditatea namolului 85

GT(13 )=

G solide( 13)

015=376246

015=2508307kg h

GH2 O(13 ) =GT

(13 )minusGsolide(13) =2508307minus376246=2132061 kg h

Bilant in punctul 14

Se calculeaza namolul de la filtrare

Gsolide(14 ) =Gsolide

(13 ) =376246 kg h

Umiditatea namolului de la filtrare ndash 40

GT(14 )=

Gsolide(14 )

06=376246

06=627077 kg h

GH2 O(14 ) =GT

(14 )minusGsolide(14 ) =627077minus376246=250831 kg h

Bilant in punctul 15

Se calculeaza limpedele de la decantare

GT(15 )=GH 2 O

(15) =GT(12)minusGT

( 13)=188123minus2508307=16303993 kg h

Bilant in punctul 16

GT(16 )=GH 2 O

(16 ) =GT(13)minusGT

(14)=2508307minus627077=188123 kg h

Bilant in punctul 17

Se calculeaza adaosul de apa

Debit apa care intra este

GH2 Ointrata=GH2 O(17 ) +GH 2O

(18 ) +cH 2 O(8 ) +zH 2 O

(8 )

Debit de apa care iese este

GH2 Ointrata=GH2 O(6 ) +GH 2O

(14 ) +dCaSO4 ∙ H 2 O(8 ) + 36

172

GH2 Ointrata=GH2 Ointrata

GH2 O(17 ) =GH 2 O

(6 ) +GH2 O(14 ) +dCaSO4 ∙ H 2O

(8 ) + 36172

minus(GH 2 O(18) +c H 2O

( 8) + zH 2 O( 8) )=1502856+250831+3440325+ 36

172minus(9137+36003+4001 )=2048599 kgh

Bilant in punctul 20

Se calculeaza laptele de var 20

GCa(OH )2

(20 ) =GCa(OH )2

(18 ) =16446kg h

Gimp(20 )=Gimp

(18 )=9137 kg h

GT(20 )=

GCa(OH )2

(20)

02=16446

02=8223 kg h

GH2 O(20 ) =GT

(20 )minusGimp(20)minusGCa (OH )2

(20) =8223minus9137minus16446=648704 kgh

Bilant in punctul 19

GH2 O(19 ) =GH 2 O

(20 ) minusGH 2 O(18) =648704minus9137=639567 kg h

GT(19 )=GT

(20 )minusGT(18)=8223minus182733=639567 kg h

GH2 O(19 ) =GT

(19 )

Bilant in punctul 21

GH2 O(21 ) =GH 2 O

(15 ) +GH 2 O( 16) +GH 2 O

(17 ) minusGH 2 O(19) =16303993+188123+2048599minus639567=19594255 kg h

Bilant in punctul 11

GT(11 )=GH 2 O

( 20) +GH 2 O(21) =648704+19594255=20242959 kg h

Bilant in punctul 10

GT(10 )=GT

(11 )+GT(9 )=20242959+752492=95492159 kgh

Predimensionarea absorberului

1 Calculul ariei minime a sectiunii coloanei

Consideram ca in coloana se foloseşte o umplutura cu inele Rasching cu caracteristicile urmatoare

dimensiuniLDd=505050 mm suprafaţa specifica ag=95 m2m3

fracţia de goluri εg=079 m3m3

densitatea aparenta ρa=500 Kgm3

Viteza de inecare este

lg [ v i ∙ ag

g ∙ εg3 ∙

ρ v

ρl

(103 ηl )016]=Aminus175( L

G )14 ∙( ρv

ρl)

18

unde vi= viteza de inecare

ag= suprafaţa specifica a umpluturii

εg= fracţia de goluri a umpluturii

ρv= densitatea fazei gazoase( considerata min punctul de bilant 6)

ρl= densitatea fazei lichide( considerata 103 Kgm3)

ηl= viscozitatea fazei lichide( considerata 10-3 Kgms)

A= coeficientul ales in funcţie de natura umpluturii (A=022)

Lrsquo=debitul masic al fazei lichide=GT(8)

Grsquo= debitul masic al fazei gazoase=GT(6)

Din bilanţul in punctul (6) rezulta

DM i(6 ) =(G i

(6 )

M i)

y i=DM i

(6 )

sum DM i( 6)

sum DM i(6 )

unde i= CO2 SO2 N2 Ar O2 H2O

yCO2=0144

y N2=0755

y Ar=00086

yO2=0044

ySO2=000007

y H 2O=0047

M (6 )=sum y i ∙ M i=2973448 kg

Presiunea gazelor se considera 1 atm

V M=V M0 ∙

TT 0

=22 4 ∙TT 0

La intrarea in absorber t i gaze=135

La iesirea din absorber t e gaze=35

tm=135+35

2=85

T=85+273=358 K

ρ v=M ( 6)

V M

=M ( 6)

V M0 ∙

T 0

T=29802

224∙273358

=1014 kgm3

lg [ v i ∙ 95

981∙ 0793 ∙1014

103 ∙ (103 ∙10minus3 )016]=022minus175( 94061543799127 )

14 ∙( 1014

103 )18

lg v i=1 03v i=10 73 m s

Debitul volumetric de gaze

Gv=DM T(6 ) ∙ V m

0 ∙TT 0

=1373607 ∙224 ∙358273

=403488251 m3h

Amin=Gv

v i ∙3600= 403488251

3600∙1073=10445 m3h

Dmin=radic 4 ∙ Amin

π=radic 4 ∙10445

π=364 m

Pentru diametre mai mari de 2 valorile se aleg din 05 icircn 05 m

Deci Dmin=4 m

Aria reala este

Areala=π D2

4=π ∙ 42

4=1257 m2

2 Calculul suprafetei de transfer şi a volumului de umplutură

Coeficientul de difuzie

Dso2minusg=43 ∙ 10minus7

∙T

32

P(V A

13 +V B

13)2 ∙radic 1

M A

+1

M B

[m2 s ]

unde

T- temperatura [K]

p- presiunea p = 1 atm

VA VB-volume molare la punctul normal de fierbere[cm3mol]

Consideram ca A este amestecul gazos din punctul de bilant (6) iar B= SO2

V SO2=44 8 cm3 iquestmol

V Ar=29 8 cm3 mol

V N2=31 2 cm3 iquestmol

V H2

O =18 9 cm3 iquestmol

V CO2=34 4 cm3iquestmol

V O2=25 6 cm3iquest mol

Coeficientul de difuzie se considera pentru amestecul din punctul (6)

V A=sum y isdotV i

V B=V SO2=44 8 cm3 iquestmol

V Ar=0 0086sdot29 8 =0 25628 cm3 mol iquest

V N2=0 755sdot31 2 =23 556 cm3 iquestmol iquest

V H2

O =0 047sdot18 9 =0 8883 cm3 iquestmol iquestiquestV CO2=0 144sdot34 4 =4 9536 cm3 iquestmol iquestiquestiquestV O

2=0 043sdot25 6 =1 1008 cm3 iquestmol iquestiquestiquestiquestV A =30 75498 cm3iquestmol

M A=M (6)=29 73448 kgM B=M SO2

=64 Kg

Dso2minusg=43 ∙10minus7

∙358

32

1(307549813 +448

13 )2

∙radic 12973448

+1

64 [m2 s ]

DSO2minusg=1 4466sdot10minus5 [ m2iquest s ]

Re=Gsdotdgηv

G=GT

(6)

Arealsdot3600 Kg m2 s

Diametrul mediu al granulelor

dg=005m

ηv=ηam=1910-6 Kgms

G= 437991271257 ∙ 3600

=968 kg m2 s

real=G ∙ dgηv

=978 ∙ 005

19 ∙10minus6=2573684

Sc=ηv

ρ v ∙D SO2minusg

= 19∙ 10minus6

1014 ∙ 14466 ∙10minus5=1295

sh=c ∙ real059 ∙ Sc033

unde c=069

Sh=069∙ 2573684059∙ 1295033=300694

Sh=KV ∙ dgDS 04minusg

=iquest K v=Sh ∙ DSO4minusg

dg=300694 ∙14466 ∙ 10minus5

005=0087 m3m2 s

Debitul absorbit de SO2(N)

N=K vsdotSsdotDc

unde Kv= coeficient de transfer de masă

S= suprafata de transfer

Dc= forta motricea procesului de transfer de masă

Dy m=( y1minus y1

iquest )minus( y2minus y2iquest )

ln( y1minus y1

iquest )( y2minus y2

iquest )

unde y1y2= concentraţiile la baza coloanei si la vacircrful coloanei

y=concentratia gazului in echilibru cu x

( yminus yiquest) =diferenta medie logaritmica a diferentei de concentratie

Transferul de masă esteurmat de o reactie chimică ireversibilă si de aceea

( y1

iquestiquest y2iquest =0)

Dy m=( y1minus y2)

lny1

y2

y1= ySO2

(4 )

y2= ySO2

(6 ) =0 00007

DM i(4) =(G i

(4 )

M i)

DM N2

( 4 ) =3049398828

=1089071 kmoli h

DAr( 4 )= 49553

40=12388 kmoli h

DO2

( 4 )=181836432

=56824 kmoli h

DSO2

( 4 ) =1347564

=2105 kmoli h

DCO2

( 4 ) =952343344

=216442 kmoli h

DM T( 4 ) =13768 kmoli h

ySO2

( 4) =DM SO2

( 4 )

DM T(4 ) = 2105

13768=0001529

D y m=( y1minus y2 )

lny1

y2

=(0001529minus000007 )

ln0001529000007

=0000473

Dc=D y m∙ρv

M (6 )=0000473 ∙

10142973448

=1613∙ 10minus5

N=DM S O2

(4 ) minusDM SO2

(6 ) =2105minus105=20 kmoli h

N=K v ∙ S ∙ D c=20 kmoli h

S= NK v ∙ 3600∙ Dc

= 20

0087 ∙3600 ∙ 1613∙ 10minus5=395889 m2

Volumul umpluturii

V u=Sag

=39588995

=4167 m3

Inaltimea umpluturii

H u=V u

Areal

=41671257

=332

Hu se aproximeaza la 35 m

Icircn grupurile modernizate retehnologizate proiectele de investiţii icircn instalaţiile de desulfurare a gazelor de ardere arzătoare cu NOx redus şi filtre pentru IMA au ca efect principal reducerea emisiilor de poluanţi icircn aer şi creşterea calităţii mediului icircnconjurător prin diminuarea fenomenelor de acidifiere care afectează solurile apele fauna şi flora şi reducerea formării ozonului care are efecte adverse asupra sănătăţii umane şi asupra ecosistemelor

Arderea combustibililor fosili conduce la evacuarea icircn atmosferă a unor volume importante de oxizi gazoşi de sulf Icircn urma precipitaţiilor chimice şi a transformărilor pe care le suferă icircn atmosferă aceşti oxizi devin sursa precipitaţiilor acide formă sub care icircşi exercită la nivelul solului acţiunea distrugătoare asupra vegetaţiei perene Icircn acelaşi timp icircn condiţiile specifice (temperatură şi presiune ridicată prezenţa umidităţii alături de particule de cenuşă) ce caracterizează circulaţia gazelor arse dinspre instalaţia de ardere spre coşul de evacuare icircn atmosferă oxizii gazoşi exercită o puternică acţiune corozivă asupra instalaţiilor ce compun circuitul gazelor arse Astfel se intensifică uzura instalaţiilor

Icircntr-o primă fază bioxidul de sulf dă naştere acidului sulfuros care prin oxidare sub acţiunea radiaţiei solare se transformă icircn acid sulfuric Acţiunea poluatoare a H2SO4 se exercită sub forma ploilor acide principalul factor generator al bdquomorţii pădurilorldquo icircn ţările industrializate din Europa de vest şi centrală Intracircnd icircn circulaţia atmosferică zonală SO2 exercită efectul poluant nu numai icircn regiunea sau ţara icircn care este generat ci şi icircn alte regiuni sau ţări aflate pe direcţia vacircnturilor dominante Acest proces este favorizat de construirea unor coşuri icircnalte (peste 200divide250 m) prin intermediul cărora gazele arse avacircnd o temperatură ridicată (160divide175 degC) şi o viteză de evacuare mare sunt conduse prin intermediul coşurilor icircnalte la o icircnălţime egală icircn medie cu dublul icircnălţimii coşului (cca 500 m de la nivelul solului)

Metode de reţinere a bioxidului de sulf

Cu excepţia unor procese chimice speciale arderea combustibililor fosili reprezintă principala sursă de dioxid de sulf (SO2) Se deosebesc trei căi principale de reducere a emisiei de SO2 respectiv desulfurarea combustibililor alegerea corespunzătoare a combustibilului desulfurarea gazelor de ardere Reţinerea bioxidului de sulf poate avea loc icircn toate fazele folosirii combustibilului icircncepacircnd cu pregătirea lui icircnaintea arderii icircn timpul arderii şi după ardere (prin acţiuni asupra gazelor de ardere)

Icircn cărbune sulful este prezent sub 3 forme

1) sulf organic

2) radical sulfat

3) pirită

Icircn păcură sulful poate fi doar sub formă de sulf organic şi radical sulfat Icircn general combustibilii gazoşi naturali au un conţinut neglijabil de sulf Gazele de sondă sau de rafinărie conţin hidrogen sulfurat (H2S) precum şi dioxid de carbon (CO2) şi mercaptan De exemplu gazul de gazogen din cărbune conţine circa 1 H2S şi 6 CO2 Sulful organic care face parte integrantă din diagramă Fe-carbon şi care nu poate fi extras prin segregare fizică directă reprezintă 30divide70 din totalul de sulf Icircn general raportul sulf organicsulf total este mai ridicat la combustibilul cu conţinut scăzut de sulf şi scade cu creşterea conţinutului de sulf Conţinutul de sulf din radical sulfat este icircn general inferior 005 [ ] Pirită icircn cărbune se află sub formă de particule discrete şi chiar microscopice Este un mineral greu cu o densitate de aproximativ 50 icircn timp ce cărbunele are o densitate maximă de numai 18 [kgdm3]

Conţinutul icircn pirită al cărbunelui poate fi uşor redus prin reducerea granulaţiei urmată de o separare gravitaţională Icircn general cantitatea de pirită reţinută creşte pe măsură ce cărbunele este măcinat icircn particule cacirct mai fine şi densitatea la care se produce separarea scade Particulele de cărbune cu conţinut redus de pirită şi particulele de cenuşă vor cădea cu particulele minerale pure De aici rezultă un produs mai curat icircnsa cu pierderi mai ridicate de energie sau de căldură Cacircnd aceste particule sunt foarte fine metoda de segregare gravimetrică devine mai puţin rentabilă Icircn cazul utilizării cărbunelui desulfurarea combustibilului este relativ dificilă Icircn focarele de mare capacitate cu accent asupra acelora din centralele termoelectrice utilizarea unor combustibili cu conţinut scăzut de sulf dar mai scumpi nu reprezintă o soluţie viabilă icircntotdeauna Din acest motiv pentru reducerea emisiei de SO2 se realizează o desulfurare a gazelor de ardere

Rafinarea petrolului brut este icircnsoţită şi de o producţie de hidrogen sulfurat care diferă icircn funcţie de caracteristicile petrolului brut Pentru eliminarea sulfului din petrolul supus rafinării se introduce un gaz bogat icircn hidrogen ceea ce facilitează formarea hidrogenului sulfurat Procedeul este cunoscut sub denumirea de hidrorafinare care permite totodată şi reţinerea altor impurităţi (azot apă oxigen) icircntr-un reactor cu catalizatori adecvaţi

Icircn procesul de rafinare conţinutul de sulf din combustibili lichizi uşori este reglat prin amestecul mai multor sorturi cu concentraţii diferite de sulf Icircn plus

combustibilul lichid uşor poate fi desulfurat prin hidrogenare (desulfurarea combustibilului) Desulfurarea are loc icircn prezenţa unor catalizatori de cele mai multe ori cobalt şi molibden pe un suport de alumină la temperaturi şi presiuni de 320divide420 ordmC respectiv 25divide70 bar Icircn timpul procesului sulful este eliminat prin hidrogenare sub formă de hidrogen sulfurat care este transformat ulterior icircn sulf elementar

Eliminarea sulfului şi azotului are ca efect şi distrugerea unui icircnsemnat număr de molecule grele obţinacircndu-se astfel creşterea ponderii produşilor uşori Introducerea hidrogenului se poate realiza icircn toate fazele prelucrării petrolului care poate conduce la creşterea gradului de reţinere a sulfului pacircnă la circa 65 Pentru desulfurarea combustibilului gazos procedeele constau icircn extragerea concentrarea şi reţinerea hidrogenului sulfurat H2S care urmează a fi tratat conform unor procedee specifice

Din hidrogenul sulfurat aflat icircn fază gazoasă se recuperează sulful printr-o spălare cu amacircne urmată de procedee de tip Claus realizacircnd o reţinere a sulfului icircn proporţie de 95 Se mai utilizează şi o recuperare complementară a sulfului din gazele ieşite din recuperatorul Claus cu un randament de 4divide49 iar restul se arde producacircnd SO2

Reziduurile solide din epurarea cărbunelui pot fi grosiere sau fine şi sunt compuse din deşeuri de cărbune ardezie şisturi de cărbune de pirită şi argilă O metodă de a scăpa de aceste deşeuri ale cărbunelui brut constă icircn depozitarea icircn strat pe un teren netezit compactarea acoperirea cu pămacircnt şi apoi replantarea cu vegetaţie Aceste metode sunt menite să icircmpiedice aprinderea spontană şi infiltrarea apei Reziduurile fine sunt de obicei deversate icircn bazine de decantare sub formă de noroi sau deshidratate şi adăugate la grămada de reziduuri grosiere

O posibilitate de a reduce emisia de SO2 este alegerea unui anumit combustibil (icircn faza de proiectare) sau schimbarea celui utilizat icircn mod curent icircn exploatare (alegerea combustibilului) De exemplu icircn ultimii ani utilizarea gazului natural a crescut considerabil icircn instalaţiile de mică şi medie capacitate Cum conţinutul de sulf din gazul natural este practic neglijabil emisia de SO2 a fost redusă pe această cale

O altă posibilitate de limitare a emisiei dar numai pacircnă la jumătate din cea naturală se poate obţine prin insuflarea de aditivi icircn focar icircn timpul arderii fie sub formă de praf de dolomită injectat cu praful de cărbune fie sub forma unor emulsii de particule icircn hidrocarburi dozate icircn combustibilul lichid

Pudră de calcar este injectată icircn focar unde este calcinată la CaO care reacţionează cu SO2 rezultacircnd CaSO4 Produsul desulfurării şi aditivul care nu a

reacţionat sunt colectate icircn precipitator icircmpreuna cu aerul de combustie Metoda a avut cele mai bune rezultate deoarece calcarul este injectat la o temperatură favorabilă şi acolo se află o presiune suficientă datorată aerului de la partea superioară a arzătorului pentru a distribui bine aditivul Funcţie de sarcina cazanului eficienţa reducerii atinge valori de 50divide70

Avantajele injecţiei de calcar sunt proces simplu realizare rapidă costul investiţiei scăzut consum mic de energie disponibilitatea instalaţiei ridicată

Dezavantajele metodei sunt grad de desulfurare limitat tendinţa de zgurificare icircn focar manipulare dificilă a cenuşei

Normele foarte severe de emisie care coboară valoarea de la 2divide35 gm3 la numai 04 gm3 cum este exemplul pentru Japonia SUA Germania impun neapărat folosirea unor instalaţii chimice de desulfurare a gazelor la toate cazurile de ardere a cărbunelui icircn cazane cu focare clasice sau a păcurii cu conţinut ridicat de sulf

Icircn ultimele două decenii au fost dezvoltate mai multe procedee de desulfurare dintre care cele mai importante sunt

bull procedeul umed icircn care se introduce ca agent activ o soluţie de hidroxid de calciu şi carbonat de sodiu obţinacircnd ca deşeu nămoluri nerecuperabile sau cel mult cu posibilitate de extracţie de gips

bull procedeul semiuscat icircn care se introduce ca agent activ o soluţie concentrată de amoniac sau hidroxid de calciu icircn filtru avacircnd loc evaporarea completă a apei Produsele sulfatice sunt recuperate icircn stare uscată permiţacircnd reintroducerea lor icircn circuitul economic

bull procedeul catalitic cu producere de sulf aplicat la o temperatură ridicată a gazelor de ardere

Cea mai largă implementare industrială o are procedeul umed Prin spălarea sau umidificarea aerului se obţine o răcire a gazelor pacircnă la 50divide60 degC la procedeul umed şi la 70divide100 degC la cel semiuscat Icircn aceste condiţii ridicarea penei de fum se limitează şi dispersia este dezavantajată Efectul de reducere a fondului de SO2 icircn atmosferă rămacircne icircn acest caz să se resimtă numai pe ansamblul teritoriului la distanţe mari Coboracircrea temperaturii sub temperatura punctului de rouă acidă atrage coroziuni inacceptabile sub aspectul fiabilităţii traseului de gaze motiv pentru care este necesară reicircncălzirea gazelor fie cu abur fie regenerativ fie cu amestec de gaze fierbinţi fie prin căldura obţinută prin arderea de combustibil suplimentar

Instalaţiile de desulfurare uscată şi semiuscată sunt utilizate mai rar icircn special pentru centralele mici datorită pericolului intoxicării cu amoniac Principala caracteristică a desulfurării umede este reducerea simultană a SO2 şi producerea de gips şi de asemenea controlul alimentării cu calcar esenţial pentru a icircnvinge fluctuaţiile sulfului conţinut icircn combustibil Gazele de ardere de la electrofiltru sau de la ieşirea din preicircncălzitorul de aer regenerativ sunt introduse icircn scruber prin intermediul a două ventilatoare icircnaintase cacircte unul pe fiecare linie

Icircnainte de primul scruber este instalat un schimbător de căldură gazgaz care răceşte gazul cu conţinut de SO2 icircnainte de intrarea icircn scruber şi icircncălzeşte gazul curat pacircnă la aproximativ 100 degC Gazul din linia a doua este introdus direct icircn cel de-al doilea scruber şi apoi fără a fi reicircncălzit se amestecă cu gazul curat (reicircncălzit la 100 degC) de la primul scruber Astfel rezultă o temperatură a gazelor la coş de circa 80 degC Gipsul produs e subţiat pacircnă la 30 conţinut solid şi ulterior e uscat pacircnă la 15 umiditate icircntr-un filtru cu vacuum Preaplinul concentratorului şi produsul filtrării sunt circulate complet icircn proces Nu se produce apă uzată iar 25 din gipsul rezultat este utilizat icircn industria cimentului

Icircn tabelul ce urmează sunt prezentate schematic principalele procedee comerciale de desulfurare a gazelor de ardere

Epurare prin metoda umedă

Procedeu Tehnică (metodă) Produse secundare

Var calcarCaOCaCO3

Absorbţia SO2 cu var stins (nămol de

var) sau calcar

Nămol de epurare

sau gips

Sodă de rufe

NaOH

Absorbţia SO2 cu o soluţie de sodă

caustică sau de carbonat de sodiu

Apă reziduală sau

soluţie spălat rufe

SoluţieAlcalină

Absorbţia SO2 cu soluţie de Na

rezultată din soluţie alcalină calcică

Nămol sau gips

(CaSO4)

Amoniac -Walther

Absorbţie cu NH3 apoi oxidare icircn

sulfat de amoniu

Icircngrăşămacircnt pe bază de sulfat de amoniu

Oxid de

magneziu

SO2 intră icircn reacţie cu un amestec de

oxid şi hidroxid de magneziu

reciclarea reactivului după

deshidratare şi regenerare

Sulf elementar sau acid sulfuric

Sulfit de sodiu

(wellmanndashlord)

Absorbţia SO2 cu o soluţie de sulfit

de sodiu care este apoi reciclată şi

regenerată

Sulf elementar sau

H2SO4 cantităţi

mici de sulfat de

sodiu

Citrat Absorbţia SO2 cu o soluţie de citrat Sulf elementar

de Na Absorbantul este regenerat şi

produşii secundari transformaţi icircn S2

prin reducţie icircn fază lichidă cu H2S

Carbonat apos Absorbţia SO2 cu o soluţie de

carbonat de sodiu deshidratat prin

pulverizare regenerare + reciclare

Sulf elementar

Uscare prin

pulverizare

Pulverizare şi

uscare

Reacţia unui nămol de absorbţie

pulverizat cu SO2 şi uscare simultană

Deşeuri uscate

Procedeu

uscat

Absorbţie pe

cărbune activ

Absorbţia şi desorbţia SO2 pe cărbune

activ

Sulf elementar

Desulfurarea gazelor de ardere

Sistemele de desulfurare a gazelor de ardere cel mai des utilizate sunt descrise schematic prin diagrame icircn figura 1 Icircn desulfurarea uscată SO2 şi SO3 sunt reţinute prin procese fizice (adsorbţie) sau chimice (absorbţie şi reacţii chimice)

Fig 1 Sisteme de desulfurare a gazelor de ardereIcircn adsorbţia uscată agentul de adsorbţie este dirijat să icircntacirclnească gazele ce

trebuie desulfurate Apoi agentul este reactivat icircn regenerator şi este trimis icircnapoi icircn procesul de adsorbţie Icircn adsorbţia uscată agentul de adsorbţie este pulverizat icircn gazele de ardere

Icircn procedeele semiuscate o suspensie alcalină sau alcalino - pămacircntoasă este adusă icircn contact cu gazele de ardere de desulfurat Icircn gazele de ardere fierbinţi se formează un produs uscat de reacţie care este colectat apoi icircn filtrele de particule

Desulfurarea umedă a gazelor de ardere are loc icircn turnuri de injecţie numite scrubere Icircn acest caz o soluţie sau suspensie alcalină sau alcalino-pamacircntoasa este dispersată icircn gazul de desulfurat sau este adusă icircntr-un contact omogen cu acesta astfel icircncacirct oxizii de sulf sunt icircndepărtaţi prin absorbţie Spălarea gazului cu apă este posibilă dar tendinţa gazelor de a se dizolva icircn apă este relativ redusă [4]

O metodă de desulfurare uscată a gazelor de ardere bazată pe adsorbţie fizică utilizează aditivi solizi Pe acest principiu se bazează icircndepărtarea combinată a oxizilor de sulf şi de azot cu cocs activ O altă posibilitate icircn special pentru instalaţii mici şi mijlocii (icircntre 50 - 100 MW) este absorbţia chimică a SO2 de către aditivi uscaţi activi din punct de vedere chimic Adăugarea de aditivi uscaţi pulverizaţi pe bază de calciu sau magneziu pentru reducerea emisiilor de componente acide ale gazelor (SO2 dar şi HCI şi HF) este cunoscută de mult timp şi reprezintă de cacirctva timp un procedeu obişnuit aplicat icircn numeroase focare Aditivii pot fi injectaţi icircn diferite puncte ale arderii sau icircn diferite puncte ale traseului gazelor de ardere

Procesele icircn care aditivul este adăugat icircntre generatorul de abur şi filtrul de particule este cel mai des icircntacirclnit icircntrucacirct este icircnsoţit de modificări minimale ale instalaţiei existente (camera de ardere construcţia cazanului) Icircn unele cazuri aditivul este introdus la sfacircrşitul traseului gazelor de ardere respectiv icircntre filtrul de particule şi coş icircn acest caz sunt necesare filtre de particule suplimentare

Icircn cazul arderii cărbunelui brun şi la arderea icircn strat fluidizat s-au obţinut rezultate bune prin dozarea aditivului icircn combustibil Figura 3 arată gradul de absorbţie a SO2 corespunzător diferiţilor aditivi uscaţi icircn funcţie de temperatură La temperaturi ridicate aditivii pe bază de magneziu se caracterizează prin grade mai reduse de absorbţie şi intervale active de temperatură mai icircnguste

Fig 3 Dependenţa de temperatură a absorbţiei de SO2 pentru diferiţi aditivi uscaţi

De asemenea eficienţa absorbţiei de SO2 cu ajutorul aditivilor uscaţi depinde şi de alţi factori precum timpul de rezidenţă gradul de amestecare a aditivului cu gazele de ardere de dimensiunile particulelor şi de porozitate Etapele reacţiei de calcinare hidratare şi absorbţie de SO2 a dolomitei sunt prezentate icircn figura 4

Fig 4 Etapele reacţiei de calcinare hidratare şi sulfatare a dolomitei

Icircn cazul metodelor uscate nu se produc ape reziduale Utilizarea produselor solide rezultate depinde de compoziţia lor chimică şi de modul de reţinere al acestora

Procesele semiuscate s-au dezvoltat pe baza faptului că absorbţia SO2 pe particulele de calcar poate fi icircmbunătăţită prin umidificarea acestora Icircn aceste procese agentul de absorbţie icircn general o suspensie de var sau de carbonat de sodiu ori o leşie de sodă caustică este pulverizată icircn gazele de ardere fierbinţi dispersate extrem de facircn Icircn urma acestui proces apa din absorbant vaporizează şi SO2 reacţionează cu agentul de absorbţie

Procesul de vaporizare durează pacircnă cacircnd produşii de reacţie iau forma unei pulberi uscate Aceasta poate fi icircndepărtată apoi din gazele de ardere cu ajutorul unei instalaţii clasice de desprăfuire (electrofiltru sau filtru sac)

Icircn figura 5 este prezentat procesul de desulfurare a gazelor de ardere prin acest procedeu Produsul final este alcătuit din gips la care se adăugă sulfit şi oxid de calciu De aceea cacircteodată se realizează o tratare termică ulterioară icircn scopul

majorării conţinutului de gips Produsele de reacţie cu un conţinut ridicat de gips pot fi utilizate icircn industria betoanelor şi a materialelor de construcţii Altfel reziduurile pot fi folosite icircn acelaşi mod ca cele rezultate icircn urma proceselor uscate de desulfurare

Principalul avantaj al procedeului de absorbţie prin pulverizare este acela că apa necesară vaporizează nerezultacircnd ape reziduale Icircn general gazele de ardere nu trebuie reicircncălzite din nou Icircn comparaţie cu procedeul uscat prin cel semiuscat se ating grade superioare de absorbţie a SO2 sbquo cu un exces mai redus de aditiv Totuşi cheltuielile de investiţie sunt mai ridicate

Desulfurarea umedă

Procesele de absorbţie umedă pot utiliza diverşi absorbanţi alcalini alcalinopamacircntosi sau alţi absorbanţi Solubilitatea icircn apă a absorbanţilor alcalini este mult mai mare decacirct a celor alcalino-pamacircntosi Icircn grupul de procese utilizacircnd alţi absorbanţi lichidul de spălare este icircn principal o soluţie acidă Factorul comun pentru toate aceste procese este utilizarea instalaţiilor icircn care se realizează contactul icircntre gaz şi lichid Aceste instalaţii creează o suprafaţă mare de contact realizacircnd transferul de masă al SO2 către fază lichidă Icircn cele ce urmează este prezentat procesul de desulfurare cu oxid de calciu

Dezvoltarea procedeelor de desulfurare umedă a gazelor de ardere de la centralele electrice pe bază de CaO a icircnceput icircn SUA icircn cadrul preocupărilor pentru eliminarea simultană a particulelor şi a dioxidului de sulf printr-o metodă

umedă Astfel scruberele Venturi de desprăfuire umedă au icircnceput să fie utilizate şi la desulfurarea gazelor de ardere Aceasta a condus icircn multe cazuri la reacţii icircntre particulele de cenuşă şi oxidul de calciu sau calcarul utilizat avacircnd drept consecinţa icircnfundarea scruberelor a conductelor şi a pompelor De aceea electrofiltrul era situat icircnaintea scruberului de tip Venturi Numai icircn acest mod se obţine un gips pur care poate fi revalorificat

Scruberele Venturi nu au fost icircn general acceptate deoarece realizau pierderi mari de presiune respectiv consum ridicat de energie Icircntre timp au fost dezvoltate alte tipuri de scrubare precum turnuri de spălare cu tub Venturi integrat sau alte componente Turnurile alcătuite din componente simple pentru minimizarea pierderilor s-au dovedit a fi soluţia cea mai bună (figura 6)

Fig 6 Turn de absorbţie prin pulverizare pentru desulfurarea umedă a gazelor

Astfel turnurile de spălare de construcţie mai nouă nu conţin decacirct cacircteva nivele spaţioase de pulverizare şi separatoare de picături instalate orizontal

Aceasta a condus la minimizarea pierderilor de presiune Un turn de spălare este alcătuit din trei părţi principale

zona inferioară de drenaj zona de contact gaz lichid zona de gaze de ardere curate

Icircn zona de drenaj suspensia rezultată din spălare este colectată amestecată ventilată şi icircmbogăţită cu absorbant proaspăt Volumul acestei zone este determinat icircn principal de viteză de dizolvare a absorbantului precum şi de cantitatea de SO2 ce trebuie icircnlăturată

Icircn zona mijlocie a scruberului zona de contact gaz lichid gazele sunt aduse icircn contact cu suspensia de spălare icircn contracurent şi astfel sunt spălate Lichidul de spălare este distribuit uniform pe mai multe nivele de pulverizare Astfel se creează un spaţiu de amestec omogen gaz lichid icircn care are loc transferul de masă de la gazele de ardere la lichidul de spălare

Icircn partea superioară a scruberului (zona de gaze de ardere curate) gazele de ardere trec printr-un separator de picături icircn care se reţin picăturile fine de lichid pe care le-au antrenat Pentru curăţare separatorul de picături este spălat cu apă de sus icircn jos icircntr-o anumită succesiune a sectoarelor acestuia cu ajutorul unor pulverizatoare

Figura 7 prezintă schema unei instalaţii moderne de desulfurare a gazelor de ardere cu oxidare integrată folosind calcar drept absorbant Astfel de instalaţii sunt icircn funcţiune icircn centralele noi din Germania Gazele care trebuie curăţate sunt răcite icircn schimbătorul regenerativ de căldură gaze-gaze şi trec prin turnul de spălare icircn contracurent faţă de absorbant Pentru a se evită suprasaturarea cu vapori de apă gazele curate sunt reicircncălzite icircn schimbătorul de căldură pacircnă la aproximativ 90 0C Eficienţa scruberului este de circa 92divide98 sbquo astfel icircncacirct se poate respecta fără vreo dificultate nu numai norma de 400 mg SO2m3sbquo dar şi alte cerinţe mai restrictive privind emisiile de SO2 Lichidul de spălare are o evoluţie ciclică Calcarul măcinat fin este preluat din siloz şi preparat cu apă (apă reziduală) rezultacircnd o suspensie care alimentează continuu zona inferioară a scruberului Pe de altă parte suspensia de gips este evacuată din scruber Separarea cristalelor mai mari de gips micşorarea lor ulterioară şi procesarea acestora se face icircntr-un hidrociclon Particulele fine de ghips care nu pot fi deshidratate atacirct de bine sunt trimise icircnapoi icircn ciclul absorbantului sub formă de cristale de sămacircnţă

Apa reziduală evacuată din ciclu trebuie tratată datorită conţinutului său ridicat de ioni şi de metale Unul dintre parametrii cei mai critici care determină cantitatea de apă uzată este conţinutul de cloride din gazul de evacuare şi apă de

proces deoarece concentraţia de cloride afectează nivelul de coroziune şi calitatea gipsului Odată ce caracteristicile apei uzate sunt bine determinate poate fi proiectat un sistem de tratare a apei uzate Icircn general este suficient un tratament fizico-chimic standard pentru a satisface cerinţele de protecţiei a mediului

Fig 7 Schema unei instalaţii de desulfurare a gazelor cu oxidare integrată

Gipsul rezultat ca produs secundar este folosit icircn industria materialelor de construcţii Gradul de calitate al gipsului este un factor important pentru proiectarea sistemului

Gipsul pentru pereţi trebuie să fie de o calitate ridicată o puritate icircnalta umezeală scăzută un conţinut foarte mic de compuşi sulfiţi neoxidaţi şi de substanţe dizolvate

Gipsul pentru ciment este tot un gips de calitate ridicată totuşi de o puritate mai scăzută decacirct icircn cazul anterior Conţinutul de umezeală trebuie să fie scăzut şi la fel trebuie să fie conţinutul de compuşi sulfiţi neoxidaţi şi de substanţe dizolvate

Icircn general gipsul este uscat de abur acesta fiind apoi trecut printr-o maşină de brichetat şi apoi depozitat icircn saci sau silozuri Gipsul recuperat prin oxidare icircntr-o singură buclă are o puritate mai redusă şi o umezeală mai mare comparativ cu cel obţinut prin oxidarea icircn două bucle

Aplicatie- purificarea gazelor de ardere pe baza de carbune

Sa se calculeze o instalatie de purificare a gazelor de ardere de la o central termica pe baza de carbune

In central se arde o cantitate de carbune de 30-05n th carbune care contine 25-001n S si 3+002n cenusa

Excesul de aer pentru ardere este de 25+02n Instalatia se bazeaza pe absorbtia SO2 in suspensie de Ca(OH)2 iar randamentul este de 95

n = 5

Bilant in punctul 1

Debitul de alimentare

30minus05 ∙5=275 t h=27500 kg h

Procentul de Sulf

25minus001∙ 5=245

Procentul de cenusa

3+002 ∙ 5=31

Excesul de aer

25+02 ∙ n=26 exces aer

Procentul de carbune

100minus( S+ cenusa )=100minus (245+31 )=9445 C

Debitul de Sulf

GS(1 )= S

100∙GT=

245100

∙ 27500=67375 kgh

Debitul de cenusa

Gcenusa(1 ) =cenusa

100∙GT=

31100

∙ 27500=8525 kg h

Debitul de carbon

GC(1 )=C

100∙GT=

9445100

∙27500=2597375 kgh

Se calculeaza cantitatea de oxigen necesara arderii carbunelui

C+O2rarr CO2

12 kg C 32 kg O2 44 kg CO2

GC x y

x=GC ∙ 32

12=2597375∙ 32

12=6926133 kg h

GCO2

(1 ) = y=GC ∙ 44

12=2597375 ∙44

12=9523433 kgh

Se calculeaza cantitatea necesara arderii sulfului

S+O2 rarr SO2

32 kg C 32 kg O2 64 kg SO2

GS xrsquo yrsquo

x =GS ∙ 32

32=67375 ∙ 32

32=67375 kgh

GSO2

(1 ) = y=GC ∙ 44

32=67375∙ 64

32=13475 kgh

Bilant in punctul 2

Debitul aerului de combustie

Compozitie aer

N2=791 O2=20 Ar=09

M am=sum y i ∙ M i=791100

∙ 28+ 20100

∙ 32+ 09100

∙ 40=28908

C i(2)=

molar ∙ M i

M am

CN 2

(2) =791 ∙2828908

=76615

CO2

(2)= 20 ∙ 3228908

=2214

C Ar(2) =09 ∙40

28908=1245

GO2=x+x =6926333+67375=6993708 kg h

Gaer(2 ) =GN 2

(2 )+GO2

(2 )+GAr(2 )

GO2

(2 )=GO2∙100+exces aer

100=6993708 ∙

100+26100

=8812072kgh

100 kg aer 76615 kg N2 22140 kg O2 1245 kg Ar

Gaer(2 ) GN2

(2 ) GO2

(2 ) GAr(2 )

Gaer(2 ) =

GO 2

(2) ∙ 100

2214=8812072∙ 100

2214=3980159

GN2

(2 )=GO2

(2 ) ∙ 76615

2214=8812072 ∙76615

2214=30493988

GAr(2 )=

GO2

(2 ) ∙1245

2214=8812072 ∙ 1245

2214=49553

Bilant in punctul 3

C+O2rarr CO2

GCO2

(3 ) =GCO2

(1 ) =9523433 kg h

S+O2 rarr SO2

GSO2

(3 ) =GSO2

(1) =13475 kg h

Se considera ca in faza de combustie eficienta indepartarii cenusei din gaze este 90

Gcenusa(3 ) =01 ∙ Gcenusa

(1) =01 ∙8525=8525 kg h

GN2

(3 )=GN2

( 2)=30493988 kgh

GAr(3 )=G Ar

(2) =49553 kgh

GO2

(3 )=GO2

(2)minus( x+x )=8812072minus (6926333+67375 )=1818364 kg h

GT(3 )=GN2

(3 ) +GAr(3 ) +GO2

(3 )+GCO2

(3 ) +G SO2

(3) =30493988+49553+1818364+9523708+13475=4246634 kgh

Bilant in punctul 7

Gcenusa(7 ) =09 ∙ Gcenusa

(1 ) =09 ∙8525=76725 kgh

Bilant in punctul 4

Eficienta desprafuirii este de 90

Gcenusa( 4) =01 ∙ Gcenusa

(3 ) =01 ∙8525=8525 kg h

GN2

( 4)=GN2

( 3)=30493988 kgh

GAr( 4)=G Ar

(3) =49553 kgh

GO2

( 4)=GO2

(3)=1818364 kg h

GCO2

( 4) =GCO2

(3 ) =9523433 kg h

GSO2

( 4) =GSO2

(3 ) =13475 kg h

GT( 4)=GN2

(4 )+GAr( 4 )+GO 2

(4 )+GCO2

(4 ) +GSO2

( 4) =30493988+49553+1818364+9523708+13475=4246634 kg h

Bilant in punctul 5

Gcenusa(5 ) =09 ∙ Gcenusa

(3 ) =09 ∙8525=76725 kgh

Bilant in punctul 6

Se considera arbitrar ca numai 10 Ca(OH)2 reactioneaza cu CO2 si 90 din Ca(OH)2 reactioneaza cu SO2

Ca(OH )2+SO2+H 2O+O2rarr CaSO4 ∙2 H 2O

74 kg Ca(OH)2 64 kg SO2 16 kg O2 18 kg H2O 172 kg CaSO42H2O

a GSO2 react b c d

η|iquest|=95 iquest

GSO2 react=GSO2

(1) ∙η|iquest|∙

1100

=13475 ∙95

100=1280125kg hiquest

a=1280125∙ 7464

=148014 kg hCa(OH )2

b=1280125 ∙ 1664

=32003 kg h O2

c=1280125 ∙1864

=36003 kgh H 2 O

d=1280125 ∙ 17264

=3440325 kgh CaSO4 ∙2 H 2O

Ca(OH )2+CO2rarr CaCO3+H 2O

74 kg Ca(OH)2 44 kg CO2 100 kg CaCO3 18 kg H2O

19

GCa (OH )2 u w z

19

GCa(OH )2=148014

9=16446 kg hCa(OH )2

u=16446 ∙4474

=9779 kg hCO2

w=16446 ∙10074

=22224 kg hCaCO3

z=16446 ∙1874

=4001 kg h H 2 O

GN2

(6 )=GN2

( 4 )=30493988 kgh

GAr(6 )=G Ar

(4 )=49553 kgh

GSO2

(6 ) =GSO2

(4 ) minusG SO2 react=13475minus1280125=67375 kg h

GCO2

(6 ) =GCO2

( 4) minusGCO2(u )=9523433minus9779=9513654 kg h

GO2

(6 )=GO2

(4 )minusGO2(b )=1818364minus32003=1786361 kg h

Se considera ca la iesirea din absorber gazele au temperatura de 35⁰C iar

faza lichida are 35⁰C si presiune atmosferica

PH 2O(35 )=00573 atm

Fractii molare

y H 2O=00573

y gazeuscate=09427

Debitul molar de gaze uscate in punctul 6

DM(6 )=DCO2

( 6) +DSO2

(6 ) +DO2

( 6)+DAr( 6) +DN2

(6)

DCO2

(6 ) =GCO2

(6 )

44=9513654

44=216219 kmoli h

DSO2

(6 ) =G SO2

( 6)

64=67375

64=105 kmoli h

DO2

(6 )=GO2

( 6)

32=1786361

32=55824 kmoli h

DN2

(6 )=GN 2

(6 )

28=30493988

28=1089071 kmoli h

DAr(6 )=

GAr( 6)

40=49553

40=12388 kmoli h

DM(6 )=DCO2

( 6) +DSO2

(6 ) +DO2

( 6)+DAr( 6) +DN2

(6) =216219+105+55824+1089071+12388=1373607 kmoli h

1 kmoli gaze 00573 kmoli H2O 09427 kmoli gaze uscate

DH 2O(6 ) DM

(6 )

DH 2O(6 ) =00573∙1373607

09427=83492kmoli h

GH2 O(6 ) =18 ∙ DH 2 O

( 6) =18 ∙83492=1502856 kg h

GT(6 )=GAr

( 6) +G SO2

( 6) +GCO2

(6 ) +GO2

(6 )+GN2

(6 ) +GH 2 O(6 ) =49553+67375+9513654+1786361+30493988+1502856=43799127 kg h

Bilant in punctul 18

Debitul de var hidratat introdus in prepararea laptelui de varConsideram ca varul hidratat contine

a) Umiditate - 5b) Impuritati solide insolubile - 5c) Ca(OH)2 - 90

GCa(OH )2=a=148014 kg h(calculat la punctul 6)

100 kg var hidratat 90 kg Ca (OH)2

GCa(OH )2 GCa(OH )2

=148014 kg h

GCa(OH )2

(18 ) =100 ∙ 14801490

=16446 kgh

Debitul total de gaz

GT(18 )=

GCa (OH )2∙100

90=

16446 ∙ 10090

=182733 kgh

Din debitul total de gaz vom calcula apa si impuritatileGH2 O

(18 ) =005 ∙GT(18)=005 ∙ 182733=9137 kg h

Gimp(18 )=005 ∙ GT

(18)=005∙ 182733=9137 kg h

Bilant in punctul 8

Consideram ca in punctul 8 suspensia contine 2 solid si 98 apa

Ca (OH )2+H 2O+SO2+12

O2rarr Ca SO4 ∙2 H 2 O

74 kg Ca(OH)2 64 kg SO2 16 kg O2 18 kg H2O 172 kg CaSO42H2O

a GSO2 react b c d

74 kg Ca(OH)2 44 kg CO2 100 kg CaCO3 18 kg H2O

19

GCa (OH )2 u w z

Gsolide( 8) =d+w+Gcenusa

(4 ) +Gimp(18)=3440325+22224+8525+9137=376246 kg h

Rata de iesire (formare) este 51Gmat solide

( 8) =Gsolide(8 ) ∙ 5=376246 ∙ 5=188123 kg h

GT( 8)=

Gmat solide

002=188123

002=940615 kg h

GH2 O( 8) =GT

(8 )minusGmat solide(8 ) =940615minus188123=9218027

kgh

Bilant in punctul 9

GT( 9)=08 ∙ GT

(8 )=08 ∙ 940615=752492 kg h

Gsolide( 9) =08 ∙G solide

(8 ) =08∙ 376246=300997 kg h

GH2 O( 9) =GT

(9 )minusGsolide(9 ) =752492minus300997=74948203 kg h

Bilant in punctul 12

GT(12 )=02∙ GT

( 8)=02 ∙ 940615=188123 kg h

Gsolide(12 ) =Gsolide

(8 ) =376246 kg h

GH2 O(12 ) =GT

(12)minusG solide(12) =188123minus376246=18436054 kg h

Bilant in punctul 13

Se calculeaza namolul de decantareGsolide

(13 ) =Gsolide(12) =376246 kg h

Umiditatea namolului 85

GT(13 )=

G solide( 13)

015=376246

015=2508307kg h

GH2 O(13 ) =GT

(13 )minusGsolide(13) =2508307minus376246=2132061 kg h

Bilant in punctul 14

Se calculeaza namolul de la filtrare

Gsolide(14 ) =Gsolide

(13 ) =376246 kg h

Umiditatea namolului de la filtrare ndash 40

GT(14 )=

Gsolide(14 )

06=376246

06=627077 kg h

GH2 O(14 ) =GT

(14 )minusGsolide(14 ) =627077minus376246=250831 kg h

Bilant in punctul 15

Se calculeaza limpedele de la decantare

GT(15 )=GH 2 O

(15) =GT(12)minusGT

( 13)=188123minus2508307=16303993 kg h

Bilant in punctul 16

GT(16 )=GH 2 O

(16 ) =GT(13)minusGT

(14)=2508307minus627077=188123 kg h

Bilant in punctul 17

Se calculeaza adaosul de apa

Debit apa care intra este

GH2 Ointrata=GH2 O(17 ) +GH 2O

(18 ) +cH 2 O(8 ) +zH 2 O

(8 )

Debit de apa care iese este

GH2 Ointrata=GH2 O(6 ) +GH 2O

(14 ) +dCaSO4 ∙ H 2 O(8 ) + 36

172

GH2 Ointrata=GH2 Ointrata

GH2 O(17 ) =GH 2 O

(6 ) +GH2 O(14 ) +dCaSO4 ∙ H 2O

(8 ) + 36172

minus(GH 2 O(18) +c H 2O

( 8) + zH 2 O( 8) )=1502856+250831+3440325+ 36

172minus(9137+36003+4001 )=2048599 kgh

Bilant in punctul 20

Se calculeaza laptele de var 20

GCa(OH )2

(20 ) =GCa(OH )2

(18 ) =16446kg h

Gimp(20 )=Gimp

(18 )=9137 kg h

GT(20 )=

GCa(OH )2

(20)

02=16446

02=8223 kg h

GH2 O(20 ) =GT

(20 )minusGimp(20)minusGCa (OH )2

(20) =8223minus9137minus16446=648704 kgh

Bilant in punctul 19

GH2 O(19 ) =GH 2 O

(20 ) minusGH 2 O(18) =648704minus9137=639567 kg h

GT(19 )=GT

(20 )minusGT(18)=8223minus182733=639567 kg h

GH2 O(19 ) =GT

(19 )

Bilant in punctul 21

GH2 O(21 ) =GH 2 O

(15 ) +GH 2 O( 16) +GH 2 O

(17 ) minusGH 2 O(19) =16303993+188123+2048599minus639567=19594255 kg h

Bilant in punctul 11

GT(11 )=GH 2 O

( 20) +GH 2 O(21) =648704+19594255=20242959 kg h

Bilant in punctul 10

GT(10 )=GT

(11 )+GT(9 )=20242959+752492=95492159 kgh

Predimensionarea absorberului

1 Calculul ariei minime a sectiunii coloanei

Consideram ca in coloana se foloseşte o umplutura cu inele Rasching cu caracteristicile urmatoare

dimensiuniLDd=505050 mm suprafaţa specifica ag=95 m2m3

fracţia de goluri εg=079 m3m3

densitatea aparenta ρa=500 Kgm3

Viteza de inecare este

lg [ v i ∙ ag

g ∙ εg3 ∙

ρ v

ρl

(103 ηl )016]=Aminus175( L

G )14 ∙( ρv

ρl)

18

unde vi= viteza de inecare

ag= suprafaţa specifica a umpluturii

εg= fracţia de goluri a umpluturii

ρv= densitatea fazei gazoase( considerata min punctul de bilant 6)

ρl= densitatea fazei lichide( considerata 103 Kgm3)

ηl= viscozitatea fazei lichide( considerata 10-3 Kgms)

A= coeficientul ales in funcţie de natura umpluturii (A=022)

Lrsquo=debitul masic al fazei lichide=GT(8)

Grsquo= debitul masic al fazei gazoase=GT(6)

Din bilanţul in punctul (6) rezulta

DM i(6 ) =(G i

(6 )

M i)

y i=DM i

(6 )

sum DM i( 6)

sum DM i(6 )

unde i= CO2 SO2 N2 Ar O2 H2O

yCO2=0144

y N2=0755

y Ar=00086

yO2=0044

ySO2=000007

y H 2O=0047

M (6 )=sum y i ∙ M i=2973448 kg

Presiunea gazelor se considera 1 atm

V M=V M0 ∙

TT 0

=22 4 ∙TT 0

La intrarea in absorber t i gaze=135

La iesirea din absorber t e gaze=35

tm=135+35

2=85

T=85+273=358 K

ρ v=M ( 6)

V M

=M ( 6)

V M0 ∙

T 0

T=29802

224∙273358

=1014 kgm3

lg [ v i ∙ 95

981∙ 0793 ∙1014

103 ∙ (103 ∙10minus3 )016]=022minus175( 94061543799127 )

14 ∙( 1014

103 )18

lg v i=1 03v i=10 73 m s

Debitul volumetric de gaze

Gv=DM T(6 ) ∙ V m

0 ∙TT 0

=1373607 ∙224 ∙358273

=403488251 m3h

Amin=Gv

v i ∙3600= 403488251

3600∙1073=10445 m3h

Dmin=radic 4 ∙ Amin

π=radic 4 ∙10445

π=364 m

Pentru diametre mai mari de 2 valorile se aleg din 05 icircn 05 m

Deci Dmin=4 m

Aria reala este

Areala=π D2

4=π ∙ 42

4=1257 m2

2 Calculul suprafetei de transfer şi a volumului de umplutură

Coeficientul de difuzie

Dso2minusg=43 ∙ 10minus7

∙T

32

P(V A

13 +V B

13)2 ∙radic 1

M A

+1

M B

[m2 s ]

unde

T- temperatura [K]

p- presiunea p = 1 atm

VA VB-volume molare la punctul normal de fierbere[cm3mol]

Consideram ca A este amestecul gazos din punctul de bilant (6) iar B= SO2

V SO2=44 8 cm3 iquestmol

V Ar=29 8 cm3 mol

V N2=31 2 cm3 iquestmol

V H2

O =18 9 cm3 iquestmol

V CO2=34 4 cm3iquestmol

V O2=25 6 cm3iquest mol

Coeficientul de difuzie se considera pentru amestecul din punctul (6)

V A=sum y isdotV i

V B=V SO2=44 8 cm3 iquestmol

V Ar=0 0086sdot29 8 =0 25628 cm3 mol iquest

V N2=0 755sdot31 2 =23 556 cm3 iquestmol iquest

V H2

O =0 047sdot18 9 =0 8883 cm3 iquestmol iquestiquestV CO2=0 144sdot34 4 =4 9536 cm3 iquestmol iquestiquestiquestV O

2=0 043sdot25 6 =1 1008 cm3 iquestmol iquestiquestiquestiquestV A =30 75498 cm3iquestmol

M A=M (6)=29 73448 kgM B=M SO2

=64 Kg

Dso2minusg=43 ∙10minus7

∙358

32

1(307549813 +448

13 )2

∙radic 12973448

+1

64 [m2 s ]

DSO2minusg=1 4466sdot10minus5 [ m2iquest s ]

Re=Gsdotdgηv

G=GT

(6)

Arealsdot3600 Kg m2 s

Diametrul mediu al granulelor

dg=005m

ηv=ηam=1910-6 Kgms

G= 437991271257 ∙ 3600

=968 kg m2 s

real=G ∙ dgηv

=978 ∙ 005

19 ∙10minus6=2573684

Sc=ηv

ρ v ∙D SO2minusg

= 19∙ 10minus6

1014 ∙ 14466 ∙10minus5=1295

sh=c ∙ real059 ∙ Sc033

unde c=069

Sh=069∙ 2573684059∙ 1295033=300694

Sh=KV ∙ dgDS 04minusg

=iquest K v=Sh ∙ DSO4minusg

dg=300694 ∙14466 ∙ 10minus5

005=0087 m3m2 s

Debitul absorbit de SO2(N)

N=K vsdotSsdotDc

unde Kv= coeficient de transfer de masă

S= suprafata de transfer

Dc= forta motricea procesului de transfer de masă

Dy m=( y1minus y1

iquest )minus( y2minus y2iquest )

ln( y1minus y1

iquest )( y2minus y2

iquest )

unde y1y2= concentraţiile la baza coloanei si la vacircrful coloanei

y=concentratia gazului in echilibru cu x

( yminus yiquest) =diferenta medie logaritmica a diferentei de concentratie

Transferul de masă esteurmat de o reactie chimică ireversibilă si de aceea

( y1

iquestiquest y2iquest =0)

Dy m=( y1minus y2)

lny1

y2

y1= ySO2

(4 )

y2= ySO2

(6 ) =0 00007

DM i(4) =(G i

(4 )

M i)

DM N2

( 4 ) =3049398828

=1089071 kmoli h

DAr( 4 )= 49553

40=12388 kmoli h

DO2

( 4 )=181836432

=56824 kmoli h

DSO2

( 4 ) =1347564

=2105 kmoli h

DCO2

( 4 ) =952343344

=216442 kmoli h

DM T( 4 ) =13768 kmoli h

ySO2

( 4) =DM SO2

( 4 )

DM T(4 ) = 2105

13768=0001529

D y m=( y1minus y2 )

lny1

y2

=(0001529minus000007 )

ln0001529000007

=0000473

Dc=D y m∙ρv

M (6 )=0000473 ∙

10142973448

=1613∙ 10minus5

N=DM S O2

(4 ) minusDM SO2

(6 ) =2105minus105=20 kmoli h

N=K v ∙ S ∙ D c=20 kmoli h

S= NK v ∙ 3600∙ Dc

= 20

0087 ∙3600 ∙ 1613∙ 10minus5=395889 m2

Volumul umpluturii

V u=Sag

=39588995

=4167 m3

Inaltimea umpluturii

H u=V u

Areal

=41671257

=332

Hu se aproximeaza la 35 m

Icircn cărbune sulful este prezent sub 3 forme

1) sulf organic

2) radical sulfat

3) pirită

Icircn păcură sulful poate fi doar sub formă de sulf organic şi radical sulfat Icircn general combustibilii gazoşi naturali au un conţinut neglijabil de sulf Gazele de sondă sau de rafinărie conţin hidrogen sulfurat (H2S) precum şi dioxid de carbon (CO2) şi mercaptan De exemplu gazul de gazogen din cărbune conţine circa 1 H2S şi 6 CO2 Sulful organic care face parte integrantă din diagramă Fe-carbon şi care nu poate fi extras prin segregare fizică directă reprezintă 30divide70 din totalul de sulf Icircn general raportul sulf organicsulf total este mai ridicat la combustibilul cu conţinut scăzut de sulf şi scade cu creşterea conţinutului de sulf Conţinutul de sulf din radical sulfat este icircn general inferior 005 [ ] Pirită icircn cărbune se află sub formă de particule discrete şi chiar microscopice Este un mineral greu cu o densitate de aproximativ 50 icircn timp ce cărbunele are o densitate maximă de numai 18 [kgdm3]

Conţinutul icircn pirită al cărbunelui poate fi uşor redus prin reducerea granulaţiei urmată de o separare gravitaţională Icircn general cantitatea de pirită reţinută creşte pe măsură ce cărbunele este măcinat icircn particule cacirct mai fine şi densitatea la care se produce separarea scade Particulele de cărbune cu conţinut redus de pirită şi particulele de cenuşă vor cădea cu particulele minerale pure De aici rezultă un produs mai curat icircnsa cu pierderi mai ridicate de energie sau de căldură Cacircnd aceste particule sunt foarte fine metoda de segregare gravimetrică devine mai puţin rentabilă Icircn cazul utilizării cărbunelui desulfurarea combustibilului este relativ dificilă Icircn focarele de mare capacitate cu accent asupra acelora din centralele termoelectrice utilizarea unor combustibili cu conţinut scăzut de sulf dar mai scumpi nu reprezintă o soluţie viabilă icircntotdeauna Din acest motiv pentru reducerea emisiei de SO2 se realizează o desulfurare a gazelor de ardere

Rafinarea petrolului brut este icircnsoţită şi de o producţie de hidrogen sulfurat care diferă icircn funcţie de caracteristicile petrolului brut Pentru eliminarea sulfului din petrolul supus rafinării se introduce un gaz bogat icircn hidrogen ceea ce facilitează formarea hidrogenului sulfurat Procedeul este cunoscut sub denumirea de hidrorafinare care permite totodată şi reţinerea altor impurităţi (azot apă oxigen) icircntr-un reactor cu catalizatori adecvaţi

Icircn procesul de rafinare conţinutul de sulf din combustibili lichizi uşori este reglat prin amestecul mai multor sorturi cu concentraţii diferite de sulf Icircn plus

combustibilul lichid uşor poate fi desulfurat prin hidrogenare (desulfurarea combustibilului) Desulfurarea are loc icircn prezenţa unor catalizatori de cele mai multe ori cobalt şi molibden pe un suport de alumină la temperaturi şi presiuni de 320divide420 ordmC respectiv 25divide70 bar Icircn timpul procesului sulful este eliminat prin hidrogenare sub formă de hidrogen sulfurat care este transformat ulterior icircn sulf elementar

Eliminarea sulfului şi azotului are ca efect şi distrugerea unui icircnsemnat număr de molecule grele obţinacircndu-se astfel creşterea ponderii produşilor uşori Introducerea hidrogenului se poate realiza icircn toate fazele prelucrării petrolului care poate conduce la creşterea gradului de reţinere a sulfului pacircnă la circa 65 Pentru desulfurarea combustibilului gazos procedeele constau icircn extragerea concentrarea şi reţinerea hidrogenului sulfurat H2S care urmează a fi tratat conform unor procedee specifice

Din hidrogenul sulfurat aflat icircn fază gazoasă se recuperează sulful printr-o spălare cu amacircne urmată de procedee de tip Claus realizacircnd o reţinere a sulfului icircn proporţie de 95 Se mai utilizează şi o recuperare complementară a sulfului din gazele ieşite din recuperatorul Claus cu un randament de 4divide49 iar restul se arde producacircnd SO2

Reziduurile solide din epurarea cărbunelui pot fi grosiere sau fine şi sunt compuse din deşeuri de cărbune ardezie şisturi de cărbune de pirită şi argilă O metodă de a scăpa de aceste deşeuri ale cărbunelui brut constă icircn depozitarea icircn strat pe un teren netezit compactarea acoperirea cu pămacircnt şi apoi replantarea cu vegetaţie Aceste metode sunt menite să icircmpiedice aprinderea spontană şi infiltrarea apei Reziduurile fine sunt de obicei deversate icircn bazine de decantare sub formă de noroi sau deshidratate şi adăugate la grămada de reziduuri grosiere

O posibilitate de a reduce emisia de SO2 este alegerea unui anumit combustibil (icircn faza de proiectare) sau schimbarea celui utilizat icircn mod curent icircn exploatare (alegerea combustibilului) De exemplu icircn ultimii ani utilizarea gazului natural a crescut considerabil icircn instalaţiile de mică şi medie capacitate Cum conţinutul de sulf din gazul natural este practic neglijabil emisia de SO2 a fost redusă pe această cale

O altă posibilitate de limitare a emisiei dar numai pacircnă la jumătate din cea naturală se poate obţine prin insuflarea de aditivi icircn focar icircn timpul arderii fie sub formă de praf de dolomită injectat cu praful de cărbune fie sub forma unor emulsii de particule icircn hidrocarburi dozate icircn combustibilul lichid

Pudră de calcar este injectată icircn focar unde este calcinată la CaO care reacţionează cu SO2 rezultacircnd CaSO4 Produsul desulfurării şi aditivul care nu a

reacţionat sunt colectate icircn precipitator icircmpreuna cu aerul de combustie Metoda a avut cele mai bune rezultate deoarece calcarul este injectat la o temperatură favorabilă şi acolo se află o presiune suficientă datorată aerului de la partea superioară a arzătorului pentru a distribui bine aditivul Funcţie de sarcina cazanului eficienţa reducerii atinge valori de 50divide70

Avantajele injecţiei de calcar sunt proces simplu realizare rapidă costul investiţiei scăzut consum mic de energie disponibilitatea instalaţiei ridicată

Dezavantajele metodei sunt grad de desulfurare limitat tendinţa de zgurificare icircn focar manipulare dificilă a cenuşei

Normele foarte severe de emisie care coboară valoarea de la 2divide35 gm3 la numai 04 gm3 cum este exemplul pentru Japonia SUA Germania impun neapărat folosirea unor instalaţii chimice de desulfurare a gazelor la toate cazurile de ardere a cărbunelui icircn cazane cu focare clasice sau a păcurii cu conţinut ridicat de sulf

Icircn ultimele două decenii au fost dezvoltate mai multe procedee de desulfurare dintre care cele mai importante sunt

bull procedeul umed icircn care se introduce ca agent activ o soluţie de hidroxid de calciu şi carbonat de sodiu obţinacircnd ca deşeu nămoluri nerecuperabile sau cel mult cu posibilitate de extracţie de gips

bull procedeul semiuscat icircn care se introduce ca agent activ o soluţie concentrată de amoniac sau hidroxid de calciu icircn filtru avacircnd loc evaporarea completă a apei Produsele sulfatice sunt recuperate icircn stare uscată permiţacircnd reintroducerea lor icircn circuitul economic

bull procedeul catalitic cu producere de sulf aplicat la o temperatură ridicată a gazelor de ardere

Cea mai largă implementare industrială o are procedeul umed Prin spălarea sau umidificarea aerului se obţine o răcire a gazelor pacircnă la 50divide60 degC la procedeul umed şi la 70divide100 degC la cel semiuscat Icircn aceste condiţii ridicarea penei de fum se limitează şi dispersia este dezavantajată Efectul de reducere a fondului de SO2 icircn atmosferă rămacircne icircn acest caz să se resimtă numai pe ansamblul teritoriului la distanţe mari Coboracircrea temperaturii sub temperatura punctului de rouă acidă atrage coroziuni inacceptabile sub aspectul fiabilităţii traseului de gaze motiv pentru care este necesară reicircncălzirea gazelor fie cu abur fie regenerativ fie cu amestec de gaze fierbinţi fie prin căldura obţinută prin arderea de combustibil suplimentar

Instalaţiile de desulfurare uscată şi semiuscată sunt utilizate mai rar icircn special pentru centralele mici datorită pericolului intoxicării cu amoniac Principala caracteristică a desulfurării umede este reducerea simultană a SO2 şi producerea de gips şi de asemenea controlul alimentării cu calcar esenţial pentru a icircnvinge fluctuaţiile sulfului conţinut icircn combustibil Gazele de ardere de la electrofiltru sau de la ieşirea din preicircncălzitorul de aer regenerativ sunt introduse icircn scruber prin intermediul a două ventilatoare icircnaintase cacircte unul pe fiecare linie

Icircnainte de primul scruber este instalat un schimbător de căldură gazgaz care răceşte gazul cu conţinut de SO2 icircnainte de intrarea icircn scruber şi icircncălzeşte gazul curat pacircnă la aproximativ 100 degC Gazul din linia a doua este introdus direct icircn cel de-al doilea scruber şi apoi fără a fi reicircncălzit se amestecă cu gazul curat (reicircncălzit la 100 degC) de la primul scruber Astfel rezultă o temperatură a gazelor la coş de circa 80 degC Gipsul produs e subţiat pacircnă la 30 conţinut solid şi ulterior e uscat pacircnă la 15 umiditate icircntr-un filtru cu vacuum Preaplinul concentratorului şi produsul filtrării sunt circulate complet icircn proces Nu se produce apă uzată iar 25 din gipsul rezultat este utilizat icircn industria cimentului

Icircn tabelul ce urmează sunt prezentate schematic principalele procedee comerciale de desulfurare a gazelor de ardere

Epurare prin metoda umedă

Procedeu Tehnică (metodă) Produse secundare

Var calcarCaOCaCO3

Absorbţia SO2 cu var stins (nămol de

var) sau calcar

Nămol de epurare

sau gips

Sodă de rufe

NaOH

Absorbţia SO2 cu o soluţie de sodă

caustică sau de carbonat de sodiu

Apă reziduală sau

soluţie spălat rufe

SoluţieAlcalină

Absorbţia SO2 cu soluţie de Na

rezultată din soluţie alcalină calcică

Nămol sau gips

(CaSO4)

Amoniac -Walther

Absorbţie cu NH3 apoi oxidare icircn

sulfat de amoniu

Icircngrăşămacircnt pe bază de sulfat de amoniu

Oxid de

magneziu

SO2 intră icircn reacţie cu un amestec de

oxid şi hidroxid de magneziu

reciclarea reactivului după

deshidratare şi regenerare

Sulf elementar sau acid sulfuric

Sulfit de sodiu

(wellmanndashlord)

Absorbţia SO2 cu o soluţie de sulfit

de sodiu care este apoi reciclată şi

regenerată

Sulf elementar sau

H2SO4 cantităţi

mici de sulfat de

sodiu

Citrat Absorbţia SO2 cu o soluţie de citrat Sulf elementar

de Na Absorbantul este regenerat şi

produşii secundari transformaţi icircn S2

prin reducţie icircn fază lichidă cu H2S

Carbonat apos Absorbţia SO2 cu o soluţie de

carbonat de sodiu deshidratat prin

pulverizare regenerare + reciclare

Sulf elementar

Uscare prin

pulverizare

Pulverizare şi

uscare

Reacţia unui nămol de absorbţie

pulverizat cu SO2 şi uscare simultană

Deşeuri uscate

Procedeu

uscat

Absorbţie pe

cărbune activ

Absorbţia şi desorbţia SO2 pe cărbune

activ

Sulf elementar

Desulfurarea gazelor de ardere

Sistemele de desulfurare a gazelor de ardere cel mai des utilizate sunt descrise schematic prin diagrame icircn figura 1 Icircn desulfurarea uscată SO2 şi SO3 sunt reţinute prin procese fizice (adsorbţie) sau chimice (absorbţie şi reacţii chimice)

Fig 1 Sisteme de desulfurare a gazelor de ardereIcircn adsorbţia uscată agentul de adsorbţie este dirijat să icircntacirclnească gazele ce

trebuie desulfurate Apoi agentul este reactivat icircn regenerator şi este trimis icircnapoi icircn procesul de adsorbţie Icircn adsorbţia uscată agentul de adsorbţie este pulverizat icircn gazele de ardere

Icircn procedeele semiuscate o suspensie alcalină sau alcalino - pămacircntoasă este adusă icircn contact cu gazele de ardere de desulfurat Icircn gazele de ardere fierbinţi se formează un produs uscat de reacţie care este colectat apoi icircn filtrele de particule

Desulfurarea umedă a gazelor de ardere are loc icircn turnuri de injecţie numite scrubere Icircn acest caz o soluţie sau suspensie alcalină sau alcalino-pamacircntoasa este dispersată icircn gazul de desulfurat sau este adusă icircntr-un contact omogen cu acesta astfel icircncacirct oxizii de sulf sunt icircndepărtaţi prin absorbţie Spălarea gazului cu apă este posibilă dar tendinţa gazelor de a se dizolva icircn apă este relativ redusă [4]

O metodă de desulfurare uscată a gazelor de ardere bazată pe adsorbţie fizică utilizează aditivi solizi Pe acest principiu se bazează icircndepărtarea combinată a oxizilor de sulf şi de azot cu cocs activ O altă posibilitate icircn special pentru instalaţii mici şi mijlocii (icircntre 50 - 100 MW) este absorbţia chimică a SO2 de către aditivi uscaţi activi din punct de vedere chimic Adăugarea de aditivi uscaţi pulverizaţi pe bază de calciu sau magneziu pentru reducerea emisiilor de componente acide ale gazelor (SO2 dar şi HCI şi HF) este cunoscută de mult timp şi reprezintă de cacirctva timp un procedeu obişnuit aplicat icircn numeroase focare Aditivii pot fi injectaţi icircn diferite puncte ale arderii sau icircn diferite puncte ale traseului gazelor de ardere

Procesele icircn care aditivul este adăugat icircntre generatorul de abur şi filtrul de particule este cel mai des icircntacirclnit icircntrucacirct este icircnsoţit de modificări minimale ale instalaţiei existente (camera de ardere construcţia cazanului) Icircn unele cazuri aditivul este introdus la sfacircrşitul traseului gazelor de ardere respectiv icircntre filtrul de particule şi coş icircn acest caz sunt necesare filtre de particule suplimentare

Icircn cazul arderii cărbunelui brun şi la arderea icircn strat fluidizat s-au obţinut rezultate bune prin dozarea aditivului icircn combustibil Figura 3 arată gradul de absorbţie a SO2 corespunzător diferiţilor aditivi uscaţi icircn funcţie de temperatură La temperaturi ridicate aditivii pe bază de magneziu se caracterizează prin grade mai reduse de absorbţie şi intervale active de temperatură mai icircnguste

Fig 3 Dependenţa de temperatură a absorbţiei de SO2 pentru diferiţi aditivi uscaţi

De asemenea eficienţa absorbţiei de SO2 cu ajutorul aditivilor uscaţi depinde şi de alţi factori precum timpul de rezidenţă gradul de amestecare a aditivului cu gazele de ardere de dimensiunile particulelor şi de porozitate Etapele reacţiei de calcinare hidratare şi absorbţie de SO2 a dolomitei sunt prezentate icircn figura 4

Fig 4 Etapele reacţiei de calcinare hidratare şi sulfatare a dolomitei

Icircn cazul metodelor uscate nu se produc ape reziduale Utilizarea produselor solide rezultate depinde de compoziţia lor chimică şi de modul de reţinere al acestora

Procesele semiuscate s-au dezvoltat pe baza faptului că absorbţia SO2 pe particulele de calcar poate fi icircmbunătăţită prin umidificarea acestora Icircn aceste procese agentul de absorbţie icircn general o suspensie de var sau de carbonat de sodiu ori o leşie de sodă caustică este pulverizată icircn gazele de ardere fierbinţi dispersate extrem de facircn Icircn urma acestui proces apa din absorbant vaporizează şi SO2 reacţionează cu agentul de absorbţie

Procesul de vaporizare durează pacircnă cacircnd produşii de reacţie iau forma unei pulberi uscate Aceasta poate fi icircndepărtată apoi din gazele de ardere cu ajutorul unei instalaţii clasice de desprăfuire (electrofiltru sau filtru sac)

Icircn figura 5 este prezentat procesul de desulfurare a gazelor de ardere prin acest procedeu Produsul final este alcătuit din gips la care se adăugă sulfit şi oxid de calciu De aceea cacircteodată se realizează o tratare termică ulterioară icircn scopul

majorării conţinutului de gips Produsele de reacţie cu un conţinut ridicat de gips pot fi utilizate icircn industria betoanelor şi a materialelor de construcţii Altfel reziduurile pot fi folosite icircn acelaşi mod ca cele rezultate icircn urma proceselor uscate de desulfurare

Principalul avantaj al procedeului de absorbţie prin pulverizare este acela că apa necesară vaporizează nerezultacircnd ape reziduale Icircn general gazele de ardere nu trebuie reicircncălzite din nou Icircn comparaţie cu procedeul uscat prin cel semiuscat se ating grade superioare de absorbţie a SO2 sbquo cu un exces mai redus de aditiv Totuşi cheltuielile de investiţie sunt mai ridicate

Desulfurarea umedă

Procesele de absorbţie umedă pot utiliza diverşi absorbanţi alcalini alcalinopamacircntosi sau alţi absorbanţi Solubilitatea icircn apă a absorbanţilor alcalini este mult mai mare decacirct a celor alcalino-pamacircntosi Icircn grupul de procese utilizacircnd alţi absorbanţi lichidul de spălare este icircn principal o soluţie acidă Factorul comun pentru toate aceste procese este utilizarea instalaţiilor icircn care se realizează contactul icircntre gaz şi lichid Aceste instalaţii creează o suprafaţă mare de contact realizacircnd transferul de masă al SO2 către fază lichidă Icircn cele ce urmează este prezentat procesul de desulfurare cu oxid de calciu

Dezvoltarea procedeelor de desulfurare umedă a gazelor de ardere de la centralele electrice pe bază de CaO a icircnceput icircn SUA icircn cadrul preocupărilor pentru eliminarea simultană a particulelor şi a dioxidului de sulf printr-o metodă

umedă Astfel scruberele Venturi de desprăfuire umedă au icircnceput să fie utilizate şi la desulfurarea gazelor de ardere Aceasta a condus icircn multe cazuri la reacţii icircntre particulele de cenuşă şi oxidul de calciu sau calcarul utilizat avacircnd drept consecinţa icircnfundarea scruberelor a conductelor şi a pompelor De aceea electrofiltrul era situat icircnaintea scruberului de tip Venturi Numai icircn acest mod se obţine un gips pur care poate fi revalorificat

Scruberele Venturi nu au fost icircn general acceptate deoarece realizau pierderi mari de presiune respectiv consum ridicat de energie Icircntre timp au fost dezvoltate alte tipuri de scrubare precum turnuri de spălare cu tub Venturi integrat sau alte componente Turnurile alcătuite din componente simple pentru minimizarea pierderilor s-au dovedit a fi soluţia cea mai bună (figura 6)

Fig 6 Turn de absorbţie prin pulverizare pentru desulfurarea umedă a gazelor

Astfel turnurile de spălare de construcţie mai nouă nu conţin decacirct cacircteva nivele spaţioase de pulverizare şi separatoare de picături instalate orizontal

Aceasta a condus la minimizarea pierderilor de presiune Un turn de spălare este alcătuit din trei părţi principale

zona inferioară de drenaj zona de contact gaz lichid zona de gaze de ardere curate

Icircn zona de drenaj suspensia rezultată din spălare este colectată amestecată ventilată şi icircmbogăţită cu absorbant proaspăt Volumul acestei zone este determinat icircn principal de viteză de dizolvare a absorbantului precum şi de cantitatea de SO2 ce trebuie icircnlăturată

Icircn zona mijlocie a scruberului zona de contact gaz lichid gazele sunt aduse icircn contact cu suspensia de spălare icircn contracurent şi astfel sunt spălate Lichidul de spălare este distribuit uniform pe mai multe nivele de pulverizare Astfel se creează un spaţiu de amestec omogen gaz lichid icircn care are loc transferul de masă de la gazele de ardere la lichidul de spălare

Icircn partea superioară a scruberului (zona de gaze de ardere curate) gazele de ardere trec printr-un separator de picături icircn care se reţin picăturile fine de lichid pe care le-au antrenat Pentru curăţare separatorul de picături este spălat cu apă de sus icircn jos icircntr-o anumită succesiune a sectoarelor acestuia cu ajutorul unor pulverizatoare

Figura 7 prezintă schema unei instalaţii moderne de desulfurare a gazelor de ardere cu oxidare integrată folosind calcar drept absorbant Astfel de instalaţii sunt icircn funcţiune icircn centralele noi din Germania Gazele care trebuie curăţate sunt răcite icircn schimbătorul regenerativ de căldură gaze-gaze şi trec prin turnul de spălare icircn contracurent faţă de absorbant Pentru a se evită suprasaturarea cu vapori de apă gazele curate sunt reicircncălzite icircn schimbătorul de căldură pacircnă la aproximativ 90 0C Eficienţa scruberului este de circa 92divide98 sbquo astfel icircncacirct se poate respecta fără vreo dificultate nu numai norma de 400 mg SO2m3sbquo dar şi alte cerinţe mai restrictive privind emisiile de SO2 Lichidul de spălare are o evoluţie ciclică Calcarul măcinat fin este preluat din siloz şi preparat cu apă (apă reziduală) rezultacircnd o suspensie care alimentează continuu zona inferioară a scruberului Pe de altă parte suspensia de gips este evacuată din scruber Separarea cristalelor mai mari de gips micşorarea lor ulterioară şi procesarea acestora se face icircntr-un hidrociclon Particulele fine de ghips care nu pot fi deshidratate atacirct de bine sunt trimise icircnapoi icircn ciclul absorbantului sub formă de cristale de sămacircnţă

Apa reziduală evacuată din ciclu trebuie tratată datorită conţinutului său ridicat de ioni şi de metale Unul dintre parametrii cei mai critici care determină cantitatea de apă uzată este conţinutul de cloride din gazul de evacuare şi apă de

proces deoarece concentraţia de cloride afectează nivelul de coroziune şi calitatea gipsului Odată ce caracteristicile apei uzate sunt bine determinate poate fi proiectat un sistem de tratare a apei uzate Icircn general este suficient un tratament fizico-chimic standard pentru a satisface cerinţele de protecţiei a mediului

Fig 7 Schema unei instalaţii de desulfurare a gazelor cu oxidare integrată

Gipsul rezultat ca produs secundar este folosit icircn industria materialelor de construcţii Gradul de calitate al gipsului este un factor important pentru proiectarea sistemului

Gipsul pentru pereţi trebuie să fie de o calitate ridicată o puritate icircnalta umezeală scăzută un conţinut foarte mic de compuşi sulfiţi neoxidaţi şi de substanţe dizolvate

Gipsul pentru ciment este tot un gips de calitate ridicată totuşi de o puritate mai scăzută decacirct icircn cazul anterior Conţinutul de umezeală trebuie să fie scăzut şi la fel trebuie să fie conţinutul de compuşi sulfiţi neoxidaţi şi de substanţe dizolvate

Icircn general gipsul este uscat de abur acesta fiind apoi trecut printr-o maşină de brichetat şi apoi depozitat icircn saci sau silozuri Gipsul recuperat prin oxidare icircntr-o singură buclă are o puritate mai redusă şi o umezeală mai mare comparativ cu cel obţinut prin oxidarea icircn două bucle

Aplicatie- purificarea gazelor de ardere pe baza de carbune

Sa se calculeze o instalatie de purificare a gazelor de ardere de la o central termica pe baza de carbune

In central se arde o cantitate de carbune de 30-05n th carbune care contine 25-001n S si 3+002n cenusa

Excesul de aer pentru ardere este de 25+02n Instalatia se bazeaza pe absorbtia SO2 in suspensie de Ca(OH)2 iar randamentul este de 95

n = 5

Bilant in punctul 1

Debitul de alimentare

30minus05 ∙5=275 t h=27500 kg h

Procentul de Sulf

25minus001∙ 5=245

Procentul de cenusa

3+002 ∙ 5=31

Excesul de aer

25+02 ∙ n=26 exces aer

Procentul de carbune

100minus( S+ cenusa )=100minus (245+31 )=9445 C

Debitul de Sulf

GS(1 )= S

100∙GT=

245100

∙ 27500=67375 kgh

Debitul de cenusa

Gcenusa(1 ) =cenusa

100∙GT=

31100

∙ 27500=8525 kg h

Debitul de carbon

GC(1 )=C

100∙GT=

9445100

∙27500=2597375 kgh

Se calculeaza cantitatea de oxigen necesara arderii carbunelui

C+O2rarr CO2

12 kg C 32 kg O2 44 kg CO2

GC x y

x=GC ∙ 32

12=2597375∙ 32

12=6926133 kg h

GCO2

(1 ) = y=GC ∙ 44

12=2597375 ∙44

12=9523433 kgh

Se calculeaza cantitatea necesara arderii sulfului

S+O2 rarr SO2

32 kg C 32 kg O2 64 kg SO2

GS xrsquo yrsquo

x =GS ∙ 32

32=67375 ∙ 32

32=67375 kgh

GSO2

(1 ) = y=GC ∙ 44

32=67375∙ 64

32=13475 kgh

Bilant in punctul 2

Debitul aerului de combustie

Compozitie aer

N2=791 O2=20 Ar=09

M am=sum y i ∙ M i=791100

∙ 28+ 20100

∙ 32+ 09100

∙ 40=28908

C i(2)=

molar ∙ M i

M am

CN 2

(2) =791 ∙2828908

=76615

CO2

(2)= 20 ∙ 3228908

=2214

C Ar(2) =09 ∙40

28908=1245

GO2=x+x =6926333+67375=6993708 kg h

Gaer(2 ) =GN 2

(2 )+GO2

(2 )+GAr(2 )

GO2

(2 )=GO2∙100+exces aer

100=6993708 ∙

100+26100

=8812072kgh

100 kg aer 76615 kg N2 22140 kg O2 1245 kg Ar

Gaer(2 ) GN2

(2 ) GO2

(2 ) GAr(2 )

Gaer(2 ) =

GO 2

(2) ∙ 100

2214=8812072∙ 100

2214=3980159

GN2

(2 )=GO2

(2 ) ∙ 76615

2214=8812072 ∙76615

2214=30493988

GAr(2 )=

GO2

(2 ) ∙1245

2214=8812072 ∙ 1245

2214=49553

Bilant in punctul 3

C+O2rarr CO2

GCO2

(3 ) =GCO2

(1 ) =9523433 kg h

S+O2 rarr SO2

GSO2

(3 ) =GSO2

(1) =13475 kg h

Se considera ca in faza de combustie eficienta indepartarii cenusei din gaze este 90

Gcenusa(3 ) =01 ∙ Gcenusa

(1) =01 ∙8525=8525 kg h

GN2

(3 )=GN2

( 2)=30493988 kgh

GAr(3 )=G Ar

(2) =49553 kgh

GO2

(3 )=GO2

(2)minus( x+x )=8812072minus (6926333+67375 )=1818364 kg h

GT(3 )=GN2

(3 ) +GAr(3 ) +GO2

(3 )+GCO2

(3 ) +G SO2

(3) =30493988+49553+1818364+9523708+13475=4246634 kgh

Bilant in punctul 7

Gcenusa(7 ) =09 ∙ Gcenusa

(1 ) =09 ∙8525=76725 kgh

Bilant in punctul 4

Eficienta desprafuirii este de 90

Gcenusa( 4) =01 ∙ Gcenusa

(3 ) =01 ∙8525=8525 kg h

GN2

( 4)=GN2

( 3)=30493988 kgh

GAr( 4)=G Ar

(3) =49553 kgh

GO2

( 4)=GO2

(3)=1818364 kg h

GCO2

( 4) =GCO2

(3 ) =9523433 kg h

GSO2

( 4) =GSO2

(3 ) =13475 kg h

GT( 4)=GN2

(4 )+GAr( 4 )+GO 2

(4 )+GCO2

(4 ) +GSO2

( 4) =30493988+49553+1818364+9523708+13475=4246634 kg h

Bilant in punctul 5

Gcenusa(5 ) =09 ∙ Gcenusa

(3 ) =09 ∙8525=76725 kgh

Bilant in punctul 6

Se considera arbitrar ca numai 10 Ca(OH)2 reactioneaza cu CO2 si 90 din Ca(OH)2 reactioneaza cu SO2

Ca(OH )2+SO2+H 2O+O2rarr CaSO4 ∙2 H 2O

74 kg Ca(OH)2 64 kg SO2 16 kg O2 18 kg H2O 172 kg CaSO42H2O

a GSO2 react b c d

η|iquest|=95 iquest

GSO2 react=GSO2

(1) ∙η|iquest|∙

1100

=13475 ∙95

100=1280125kg hiquest

a=1280125∙ 7464

=148014 kg hCa(OH )2

b=1280125 ∙ 1664

=32003 kg h O2

c=1280125 ∙1864

=36003 kgh H 2 O

d=1280125 ∙ 17264

=3440325 kgh CaSO4 ∙2 H 2O

Ca(OH )2+CO2rarr CaCO3+H 2O

74 kg Ca(OH)2 44 kg CO2 100 kg CaCO3 18 kg H2O

19

GCa (OH )2 u w z

19

GCa(OH )2=148014

9=16446 kg hCa(OH )2

u=16446 ∙4474

=9779 kg hCO2

w=16446 ∙10074

=22224 kg hCaCO3

z=16446 ∙1874

=4001 kg h H 2 O

GN2

(6 )=GN2

( 4 )=30493988 kgh

GAr(6 )=G Ar

(4 )=49553 kgh

GSO2

(6 ) =GSO2

(4 ) minusG SO2 react=13475minus1280125=67375 kg h

GCO2

(6 ) =GCO2

( 4) minusGCO2(u )=9523433minus9779=9513654 kg h

GO2

(6 )=GO2

(4 )minusGO2(b )=1818364minus32003=1786361 kg h

Se considera ca la iesirea din absorber gazele au temperatura de 35⁰C iar

faza lichida are 35⁰C si presiune atmosferica

PH 2O(35 )=00573 atm

Fractii molare

y H 2O=00573

y gazeuscate=09427

Debitul molar de gaze uscate in punctul 6

DM(6 )=DCO2

( 6) +DSO2

(6 ) +DO2

( 6)+DAr( 6) +DN2

(6)

DCO2

(6 ) =GCO2

(6 )

44=9513654

44=216219 kmoli h

DSO2

(6 ) =G SO2

( 6)

64=67375

64=105 kmoli h

DO2

(6 )=GO2

( 6)

32=1786361

32=55824 kmoli h

DN2

(6 )=GN 2

(6 )

28=30493988

28=1089071 kmoli h

DAr(6 )=

GAr( 6)

40=49553

40=12388 kmoli h

DM(6 )=DCO2

( 6) +DSO2

(6 ) +DO2

( 6)+DAr( 6) +DN2

(6) =216219+105+55824+1089071+12388=1373607 kmoli h

1 kmoli gaze 00573 kmoli H2O 09427 kmoli gaze uscate

DH 2O(6 ) DM

(6 )

DH 2O(6 ) =00573∙1373607

09427=83492kmoli h

GH2 O(6 ) =18 ∙ DH 2 O

( 6) =18 ∙83492=1502856 kg h

GT(6 )=GAr

( 6) +G SO2

( 6) +GCO2

(6 ) +GO2

(6 )+GN2

(6 ) +GH 2 O(6 ) =49553+67375+9513654+1786361+30493988+1502856=43799127 kg h

Bilant in punctul 18

Debitul de var hidratat introdus in prepararea laptelui de varConsideram ca varul hidratat contine

a) Umiditate - 5b) Impuritati solide insolubile - 5c) Ca(OH)2 - 90

GCa(OH )2=a=148014 kg h(calculat la punctul 6)

100 kg var hidratat 90 kg Ca (OH)2

GCa(OH )2 GCa(OH )2

=148014 kg h

GCa(OH )2

(18 ) =100 ∙ 14801490

=16446 kgh

Debitul total de gaz

GT(18 )=

GCa (OH )2∙100

90=

16446 ∙ 10090

=182733 kgh

Din debitul total de gaz vom calcula apa si impuritatileGH2 O

(18 ) =005 ∙GT(18)=005 ∙ 182733=9137 kg h

Gimp(18 )=005 ∙ GT

(18)=005∙ 182733=9137 kg h

Bilant in punctul 8

Consideram ca in punctul 8 suspensia contine 2 solid si 98 apa

Ca (OH )2+H 2O+SO2+12

O2rarr Ca SO4 ∙2 H 2 O

74 kg Ca(OH)2 64 kg SO2 16 kg O2 18 kg H2O 172 kg CaSO42H2O

a GSO2 react b c d

74 kg Ca(OH)2 44 kg CO2 100 kg CaCO3 18 kg H2O

19

GCa (OH )2 u w z

Gsolide( 8) =d+w+Gcenusa

(4 ) +Gimp(18)=3440325+22224+8525+9137=376246 kg h

Rata de iesire (formare) este 51Gmat solide

( 8) =Gsolide(8 ) ∙ 5=376246 ∙ 5=188123 kg h

GT( 8)=

Gmat solide

002=188123

002=940615 kg h

GH2 O( 8) =GT

(8 )minusGmat solide(8 ) =940615minus188123=9218027

kgh

Bilant in punctul 9

GT( 9)=08 ∙ GT

(8 )=08 ∙ 940615=752492 kg h

Gsolide( 9) =08 ∙G solide

(8 ) =08∙ 376246=300997 kg h

GH2 O( 9) =GT

(9 )minusGsolide(9 ) =752492minus300997=74948203 kg h

Bilant in punctul 12

GT(12 )=02∙ GT

( 8)=02 ∙ 940615=188123 kg h

Gsolide(12 ) =Gsolide

(8 ) =376246 kg h

GH2 O(12 ) =GT

(12)minusG solide(12) =188123minus376246=18436054 kg h

Bilant in punctul 13

Se calculeaza namolul de decantareGsolide

(13 ) =Gsolide(12) =376246 kg h

Umiditatea namolului 85

GT(13 )=

G solide( 13)

015=376246

015=2508307kg h

GH2 O(13 ) =GT

(13 )minusGsolide(13) =2508307minus376246=2132061 kg h

Bilant in punctul 14

Se calculeaza namolul de la filtrare

Gsolide(14 ) =Gsolide

(13 ) =376246 kg h

Umiditatea namolului de la filtrare ndash 40

GT(14 )=

Gsolide(14 )

06=376246

06=627077 kg h

GH2 O(14 ) =GT

(14 )minusGsolide(14 ) =627077minus376246=250831 kg h

Bilant in punctul 15

Se calculeaza limpedele de la decantare

GT(15 )=GH 2 O

(15) =GT(12)minusGT

( 13)=188123minus2508307=16303993 kg h

Bilant in punctul 16

GT(16 )=GH 2 O

(16 ) =GT(13)minusGT

(14)=2508307minus627077=188123 kg h

Bilant in punctul 17

Se calculeaza adaosul de apa

Debit apa care intra este

GH2 Ointrata=GH2 O(17 ) +GH 2O

(18 ) +cH 2 O(8 ) +zH 2 O

(8 )

Debit de apa care iese este

GH2 Ointrata=GH2 O(6 ) +GH 2O

(14 ) +dCaSO4 ∙ H 2 O(8 ) + 36

172

GH2 Ointrata=GH2 Ointrata

GH2 O(17 ) =GH 2 O

(6 ) +GH2 O(14 ) +dCaSO4 ∙ H 2O

(8 ) + 36172

minus(GH 2 O(18) +c H 2O

( 8) + zH 2 O( 8) )=1502856+250831+3440325+ 36

172minus(9137+36003+4001 )=2048599 kgh

Bilant in punctul 20

Se calculeaza laptele de var 20

GCa(OH )2

(20 ) =GCa(OH )2

(18 ) =16446kg h

Gimp(20 )=Gimp

(18 )=9137 kg h

GT(20 )=

GCa(OH )2

(20)

02=16446

02=8223 kg h

GH2 O(20 ) =GT

(20 )minusGimp(20)minusGCa (OH )2

(20) =8223minus9137minus16446=648704 kgh

Bilant in punctul 19

GH2 O(19 ) =GH 2 O

(20 ) minusGH 2 O(18) =648704minus9137=639567 kg h

GT(19 )=GT

(20 )minusGT(18)=8223minus182733=639567 kg h

GH2 O(19 ) =GT

(19 )

Bilant in punctul 21

GH2 O(21 ) =GH 2 O

(15 ) +GH 2 O( 16) +GH 2 O

(17 ) minusGH 2 O(19) =16303993+188123+2048599minus639567=19594255 kg h

Bilant in punctul 11

GT(11 )=GH 2 O

( 20) +GH 2 O(21) =648704+19594255=20242959 kg h

Bilant in punctul 10

GT(10 )=GT

(11 )+GT(9 )=20242959+752492=95492159 kgh

Predimensionarea absorberului

1 Calculul ariei minime a sectiunii coloanei

Consideram ca in coloana se foloseşte o umplutura cu inele Rasching cu caracteristicile urmatoare

dimensiuniLDd=505050 mm suprafaţa specifica ag=95 m2m3

fracţia de goluri εg=079 m3m3

densitatea aparenta ρa=500 Kgm3

Viteza de inecare este

lg [ v i ∙ ag

g ∙ εg3 ∙

ρ v

ρl

(103 ηl )016]=Aminus175( L

G )14 ∙( ρv

ρl)

18

unde vi= viteza de inecare

ag= suprafaţa specifica a umpluturii

εg= fracţia de goluri a umpluturii

ρv= densitatea fazei gazoase( considerata min punctul de bilant 6)

ρl= densitatea fazei lichide( considerata 103 Kgm3)

ηl= viscozitatea fazei lichide( considerata 10-3 Kgms)

A= coeficientul ales in funcţie de natura umpluturii (A=022)

Lrsquo=debitul masic al fazei lichide=GT(8)

Grsquo= debitul masic al fazei gazoase=GT(6)

Din bilanţul in punctul (6) rezulta

DM i(6 ) =(G i

(6 )

M i)

y i=DM i

(6 )

sum DM i( 6)

sum DM i(6 )

unde i= CO2 SO2 N2 Ar O2 H2O

yCO2=0144

y N2=0755

y Ar=00086

yO2=0044

ySO2=000007

y H 2O=0047

M (6 )=sum y i ∙ M i=2973448 kg

Presiunea gazelor se considera 1 atm

V M=V M0 ∙

TT 0

=22 4 ∙TT 0

La intrarea in absorber t i gaze=135

La iesirea din absorber t e gaze=35

tm=135+35

2=85

T=85+273=358 K

ρ v=M ( 6)

V M

=M ( 6)

V M0 ∙

T 0

T=29802

224∙273358

=1014 kgm3

lg [ v i ∙ 95

981∙ 0793 ∙1014

103 ∙ (103 ∙10minus3 )016]=022minus175( 94061543799127 )

14 ∙( 1014

103 )18

lg v i=1 03v i=10 73 m s

Debitul volumetric de gaze

Gv=DM T(6 ) ∙ V m

0 ∙TT 0

=1373607 ∙224 ∙358273

=403488251 m3h

Amin=Gv

v i ∙3600= 403488251

3600∙1073=10445 m3h

Dmin=radic 4 ∙ Amin

π=radic 4 ∙10445

π=364 m

Pentru diametre mai mari de 2 valorile se aleg din 05 icircn 05 m

Deci Dmin=4 m

Aria reala este

Areala=π D2

4=π ∙ 42

4=1257 m2

2 Calculul suprafetei de transfer şi a volumului de umplutură

Coeficientul de difuzie

Dso2minusg=43 ∙ 10minus7

∙T

32

P(V A

13 +V B

13)2 ∙radic 1

M A

+1

M B

[m2 s ]

unde

T- temperatura [K]

p- presiunea p = 1 atm

VA VB-volume molare la punctul normal de fierbere[cm3mol]

Consideram ca A este amestecul gazos din punctul de bilant (6) iar B= SO2

V SO2=44 8 cm3 iquestmol

V Ar=29 8 cm3 mol

V N2=31 2 cm3 iquestmol

V H2

O =18 9 cm3 iquestmol

V CO2=34 4 cm3iquestmol

V O2=25 6 cm3iquest mol

Coeficientul de difuzie se considera pentru amestecul din punctul (6)

V A=sum y isdotV i

V B=V SO2=44 8 cm3 iquestmol

V Ar=0 0086sdot29 8 =0 25628 cm3 mol iquest

V N2=0 755sdot31 2 =23 556 cm3 iquestmol iquest

V H2

O =0 047sdot18 9 =0 8883 cm3 iquestmol iquestiquestV CO2=0 144sdot34 4 =4 9536 cm3 iquestmol iquestiquestiquestV O

2=0 043sdot25 6 =1 1008 cm3 iquestmol iquestiquestiquestiquestV A =30 75498 cm3iquestmol

M A=M (6)=29 73448 kgM B=M SO2

=64 Kg

Dso2minusg=43 ∙10minus7

∙358

32

1(307549813 +448

13 )2

∙radic 12973448

+1

64 [m2 s ]

DSO2minusg=1 4466sdot10minus5 [ m2iquest s ]

Re=Gsdotdgηv

G=GT

(6)

Arealsdot3600 Kg m2 s

Diametrul mediu al granulelor

dg=005m

ηv=ηam=1910-6 Kgms

G= 437991271257 ∙ 3600

=968 kg m2 s

real=G ∙ dgηv

=978 ∙ 005

19 ∙10minus6=2573684

Sc=ηv

ρ v ∙D SO2minusg

= 19∙ 10minus6

1014 ∙ 14466 ∙10minus5=1295

sh=c ∙ real059 ∙ Sc033

unde c=069

Sh=069∙ 2573684059∙ 1295033=300694

Sh=KV ∙ dgDS 04minusg

=iquest K v=Sh ∙ DSO4minusg

dg=300694 ∙14466 ∙ 10minus5

005=0087 m3m2 s

Debitul absorbit de SO2(N)

N=K vsdotSsdotDc

unde Kv= coeficient de transfer de masă

S= suprafata de transfer

Dc= forta motricea procesului de transfer de masă

Dy m=( y1minus y1

iquest )minus( y2minus y2iquest )

ln( y1minus y1

iquest )( y2minus y2

iquest )

unde y1y2= concentraţiile la baza coloanei si la vacircrful coloanei

y=concentratia gazului in echilibru cu x

( yminus yiquest) =diferenta medie logaritmica a diferentei de concentratie

Transferul de masă esteurmat de o reactie chimică ireversibilă si de aceea

( y1

iquestiquest y2iquest =0)

Dy m=( y1minus y2)

lny1

y2

y1= ySO2

(4 )

y2= ySO2

(6 ) =0 00007

DM i(4) =(G i

(4 )

M i)

DM N2

( 4 ) =3049398828

=1089071 kmoli h

DAr( 4 )= 49553

40=12388 kmoli h

DO2

( 4 )=181836432

=56824 kmoli h

DSO2

( 4 ) =1347564

=2105 kmoli h

DCO2

( 4 ) =952343344

=216442 kmoli h

DM T( 4 ) =13768 kmoli h

ySO2

( 4) =DM SO2

( 4 )

DM T(4 ) = 2105

13768=0001529

D y m=( y1minus y2 )

lny1

y2

=(0001529minus000007 )

ln0001529000007

=0000473

Dc=D y m∙ρv

M (6 )=0000473 ∙

10142973448

=1613∙ 10minus5

N=DM S O2

(4 ) minusDM SO2

(6 ) =2105minus105=20 kmoli h

N=K v ∙ S ∙ D c=20 kmoli h

S= NK v ∙ 3600∙ Dc

= 20

0087 ∙3600 ∙ 1613∙ 10minus5=395889 m2

Volumul umpluturii

V u=Sag

=39588995

=4167 m3

Inaltimea umpluturii

H u=V u

Areal

=41671257

=332

Hu se aproximeaza la 35 m

combustibilul lichid uşor poate fi desulfurat prin hidrogenare (desulfurarea combustibilului) Desulfurarea are loc icircn prezenţa unor catalizatori de cele mai multe ori cobalt şi molibden pe un suport de alumină la temperaturi şi presiuni de 320divide420 ordmC respectiv 25divide70 bar Icircn timpul procesului sulful este eliminat prin hidrogenare sub formă de hidrogen sulfurat care este transformat ulterior icircn sulf elementar

Eliminarea sulfului şi azotului are ca efect şi distrugerea unui icircnsemnat număr de molecule grele obţinacircndu-se astfel creşterea ponderii produşilor uşori Introducerea hidrogenului se poate realiza icircn toate fazele prelucrării petrolului care poate conduce la creşterea gradului de reţinere a sulfului pacircnă la circa 65 Pentru desulfurarea combustibilului gazos procedeele constau icircn extragerea concentrarea şi reţinerea hidrogenului sulfurat H2S care urmează a fi tratat conform unor procedee specifice

Din hidrogenul sulfurat aflat icircn fază gazoasă se recuperează sulful printr-o spălare cu amacircne urmată de procedee de tip Claus realizacircnd o reţinere a sulfului icircn proporţie de 95 Se mai utilizează şi o recuperare complementară a sulfului din gazele ieşite din recuperatorul Claus cu un randament de 4divide49 iar restul se arde producacircnd SO2

Reziduurile solide din epurarea cărbunelui pot fi grosiere sau fine şi sunt compuse din deşeuri de cărbune ardezie şisturi de cărbune de pirită şi argilă O metodă de a scăpa de aceste deşeuri ale cărbunelui brut constă icircn depozitarea icircn strat pe un teren netezit compactarea acoperirea cu pămacircnt şi apoi replantarea cu vegetaţie Aceste metode sunt menite să icircmpiedice aprinderea spontană şi infiltrarea apei Reziduurile fine sunt de obicei deversate icircn bazine de decantare sub formă de noroi sau deshidratate şi adăugate la grămada de reziduuri grosiere

O posibilitate de a reduce emisia de SO2 este alegerea unui anumit combustibil (icircn faza de proiectare) sau schimbarea celui utilizat icircn mod curent icircn exploatare (alegerea combustibilului) De exemplu icircn ultimii ani utilizarea gazului natural a crescut considerabil icircn instalaţiile de mică şi medie capacitate Cum conţinutul de sulf din gazul natural este practic neglijabil emisia de SO2 a fost redusă pe această cale

O altă posibilitate de limitare a emisiei dar numai pacircnă la jumătate din cea naturală se poate obţine prin insuflarea de aditivi icircn focar icircn timpul arderii fie sub formă de praf de dolomită injectat cu praful de cărbune fie sub forma unor emulsii de particule icircn hidrocarburi dozate icircn combustibilul lichid

Pudră de calcar este injectată icircn focar unde este calcinată la CaO care reacţionează cu SO2 rezultacircnd CaSO4 Produsul desulfurării şi aditivul care nu a

reacţionat sunt colectate icircn precipitator icircmpreuna cu aerul de combustie Metoda a avut cele mai bune rezultate deoarece calcarul este injectat la o temperatură favorabilă şi acolo se află o presiune suficientă datorată aerului de la partea superioară a arzătorului pentru a distribui bine aditivul Funcţie de sarcina cazanului eficienţa reducerii atinge valori de 50divide70

Avantajele injecţiei de calcar sunt proces simplu realizare rapidă costul investiţiei scăzut consum mic de energie disponibilitatea instalaţiei ridicată

Dezavantajele metodei sunt grad de desulfurare limitat tendinţa de zgurificare icircn focar manipulare dificilă a cenuşei

Normele foarte severe de emisie care coboară valoarea de la 2divide35 gm3 la numai 04 gm3 cum este exemplul pentru Japonia SUA Germania impun neapărat folosirea unor instalaţii chimice de desulfurare a gazelor la toate cazurile de ardere a cărbunelui icircn cazane cu focare clasice sau a păcurii cu conţinut ridicat de sulf

Icircn ultimele două decenii au fost dezvoltate mai multe procedee de desulfurare dintre care cele mai importante sunt

bull procedeul umed icircn care se introduce ca agent activ o soluţie de hidroxid de calciu şi carbonat de sodiu obţinacircnd ca deşeu nămoluri nerecuperabile sau cel mult cu posibilitate de extracţie de gips

bull procedeul semiuscat icircn care se introduce ca agent activ o soluţie concentrată de amoniac sau hidroxid de calciu icircn filtru avacircnd loc evaporarea completă a apei Produsele sulfatice sunt recuperate icircn stare uscată permiţacircnd reintroducerea lor icircn circuitul economic

bull procedeul catalitic cu producere de sulf aplicat la o temperatură ridicată a gazelor de ardere

Cea mai largă implementare industrială o are procedeul umed Prin spălarea sau umidificarea aerului se obţine o răcire a gazelor pacircnă la 50divide60 degC la procedeul umed şi la 70divide100 degC la cel semiuscat Icircn aceste condiţii ridicarea penei de fum se limitează şi dispersia este dezavantajată Efectul de reducere a fondului de SO2 icircn atmosferă rămacircne icircn acest caz să se resimtă numai pe ansamblul teritoriului la distanţe mari Coboracircrea temperaturii sub temperatura punctului de rouă acidă atrage coroziuni inacceptabile sub aspectul fiabilităţii traseului de gaze motiv pentru care este necesară reicircncălzirea gazelor fie cu abur fie regenerativ fie cu amestec de gaze fierbinţi fie prin căldura obţinută prin arderea de combustibil suplimentar

Instalaţiile de desulfurare uscată şi semiuscată sunt utilizate mai rar icircn special pentru centralele mici datorită pericolului intoxicării cu amoniac Principala caracteristică a desulfurării umede este reducerea simultană a SO2 şi producerea de gips şi de asemenea controlul alimentării cu calcar esenţial pentru a icircnvinge fluctuaţiile sulfului conţinut icircn combustibil Gazele de ardere de la electrofiltru sau de la ieşirea din preicircncălzitorul de aer regenerativ sunt introduse icircn scruber prin intermediul a două ventilatoare icircnaintase cacircte unul pe fiecare linie

Icircnainte de primul scruber este instalat un schimbător de căldură gazgaz care răceşte gazul cu conţinut de SO2 icircnainte de intrarea icircn scruber şi icircncălzeşte gazul curat pacircnă la aproximativ 100 degC Gazul din linia a doua este introdus direct icircn cel de-al doilea scruber şi apoi fără a fi reicircncălzit se amestecă cu gazul curat (reicircncălzit la 100 degC) de la primul scruber Astfel rezultă o temperatură a gazelor la coş de circa 80 degC Gipsul produs e subţiat pacircnă la 30 conţinut solid şi ulterior e uscat pacircnă la 15 umiditate icircntr-un filtru cu vacuum Preaplinul concentratorului şi produsul filtrării sunt circulate complet icircn proces Nu se produce apă uzată iar 25 din gipsul rezultat este utilizat icircn industria cimentului

Icircn tabelul ce urmează sunt prezentate schematic principalele procedee comerciale de desulfurare a gazelor de ardere

Epurare prin metoda umedă

Procedeu Tehnică (metodă) Produse secundare

Var calcarCaOCaCO3

Absorbţia SO2 cu var stins (nămol de

var) sau calcar

Nămol de epurare

sau gips

Sodă de rufe

NaOH

Absorbţia SO2 cu o soluţie de sodă

caustică sau de carbonat de sodiu

Apă reziduală sau

soluţie spălat rufe

SoluţieAlcalină

Absorbţia SO2 cu soluţie de Na

rezultată din soluţie alcalină calcică

Nămol sau gips

(CaSO4)

Amoniac -Walther

Absorbţie cu NH3 apoi oxidare icircn

sulfat de amoniu

Icircngrăşămacircnt pe bază de sulfat de amoniu

Oxid de

magneziu

SO2 intră icircn reacţie cu un amestec de

oxid şi hidroxid de magneziu

reciclarea reactivului după

deshidratare şi regenerare

Sulf elementar sau acid sulfuric

Sulfit de sodiu

(wellmanndashlord)

Absorbţia SO2 cu o soluţie de sulfit

de sodiu care este apoi reciclată şi

regenerată

Sulf elementar sau

H2SO4 cantităţi

mici de sulfat de

sodiu

Citrat Absorbţia SO2 cu o soluţie de citrat Sulf elementar

de Na Absorbantul este regenerat şi

produşii secundari transformaţi icircn S2

prin reducţie icircn fază lichidă cu H2S

Carbonat apos Absorbţia SO2 cu o soluţie de

carbonat de sodiu deshidratat prin

pulverizare regenerare + reciclare

Sulf elementar

Uscare prin

pulverizare

Pulverizare şi

uscare

Reacţia unui nămol de absorbţie

pulverizat cu SO2 şi uscare simultană

Deşeuri uscate

Procedeu

uscat

Absorbţie pe

cărbune activ

Absorbţia şi desorbţia SO2 pe cărbune

activ

Sulf elementar

Desulfurarea gazelor de ardere

Sistemele de desulfurare a gazelor de ardere cel mai des utilizate sunt descrise schematic prin diagrame icircn figura 1 Icircn desulfurarea uscată SO2 şi SO3 sunt reţinute prin procese fizice (adsorbţie) sau chimice (absorbţie şi reacţii chimice)

Fig 1 Sisteme de desulfurare a gazelor de ardereIcircn adsorbţia uscată agentul de adsorbţie este dirijat să icircntacirclnească gazele ce

trebuie desulfurate Apoi agentul este reactivat icircn regenerator şi este trimis icircnapoi icircn procesul de adsorbţie Icircn adsorbţia uscată agentul de adsorbţie este pulverizat icircn gazele de ardere

Icircn procedeele semiuscate o suspensie alcalină sau alcalino - pămacircntoasă este adusă icircn contact cu gazele de ardere de desulfurat Icircn gazele de ardere fierbinţi se formează un produs uscat de reacţie care este colectat apoi icircn filtrele de particule

Desulfurarea umedă a gazelor de ardere are loc icircn turnuri de injecţie numite scrubere Icircn acest caz o soluţie sau suspensie alcalină sau alcalino-pamacircntoasa este dispersată icircn gazul de desulfurat sau este adusă icircntr-un contact omogen cu acesta astfel icircncacirct oxizii de sulf sunt icircndepărtaţi prin absorbţie Spălarea gazului cu apă este posibilă dar tendinţa gazelor de a se dizolva icircn apă este relativ redusă [4]

O metodă de desulfurare uscată a gazelor de ardere bazată pe adsorbţie fizică utilizează aditivi solizi Pe acest principiu se bazează icircndepărtarea combinată a oxizilor de sulf şi de azot cu cocs activ O altă posibilitate icircn special pentru instalaţii mici şi mijlocii (icircntre 50 - 100 MW) este absorbţia chimică a SO2 de către aditivi uscaţi activi din punct de vedere chimic Adăugarea de aditivi uscaţi pulverizaţi pe bază de calciu sau magneziu pentru reducerea emisiilor de componente acide ale gazelor (SO2 dar şi HCI şi HF) este cunoscută de mult timp şi reprezintă de cacirctva timp un procedeu obişnuit aplicat icircn numeroase focare Aditivii pot fi injectaţi icircn diferite puncte ale arderii sau icircn diferite puncte ale traseului gazelor de ardere

Procesele icircn care aditivul este adăugat icircntre generatorul de abur şi filtrul de particule este cel mai des icircntacirclnit icircntrucacirct este icircnsoţit de modificări minimale ale instalaţiei existente (camera de ardere construcţia cazanului) Icircn unele cazuri aditivul este introdus la sfacircrşitul traseului gazelor de ardere respectiv icircntre filtrul de particule şi coş icircn acest caz sunt necesare filtre de particule suplimentare

Icircn cazul arderii cărbunelui brun şi la arderea icircn strat fluidizat s-au obţinut rezultate bune prin dozarea aditivului icircn combustibil Figura 3 arată gradul de absorbţie a SO2 corespunzător diferiţilor aditivi uscaţi icircn funcţie de temperatură La temperaturi ridicate aditivii pe bază de magneziu se caracterizează prin grade mai reduse de absorbţie şi intervale active de temperatură mai icircnguste

Fig 3 Dependenţa de temperatură a absorbţiei de SO2 pentru diferiţi aditivi uscaţi

De asemenea eficienţa absorbţiei de SO2 cu ajutorul aditivilor uscaţi depinde şi de alţi factori precum timpul de rezidenţă gradul de amestecare a aditivului cu gazele de ardere de dimensiunile particulelor şi de porozitate Etapele reacţiei de calcinare hidratare şi absorbţie de SO2 a dolomitei sunt prezentate icircn figura 4

Fig 4 Etapele reacţiei de calcinare hidratare şi sulfatare a dolomitei

Icircn cazul metodelor uscate nu se produc ape reziduale Utilizarea produselor solide rezultate depinde de compoziţia lor chimică şi de modul de reţinere al acestora

Procesele semiuscate s-au dezvoltat pe baza faptului că absorbţia SO2 pe particulele de calcar poate fi icircmbunătăţită prin umidificarea acestora Icircn aceste procese agentul de absorbţie icircn general o suspensie de var sau de carbonat de sodiu ori o leşie de sodă caustică este pulverizată icircn gazele de ardere fierbinţi dispersate extrem de facircn Icircn urma acestui proces apa din absorbant vaporizează şi SO2 reacţionează cu agentul de absorbţie

Procesul de vaporizare durează pacircnă cacircnd produşii de reacţie iau forma unei pulberi uscate Aceasta poate fi icircndepărtată apoi din gazele de ardere cu ajutorul unei instalaţii clasice de desprăfuire (electrofiltru sau filtru sac)

Icircn figura 5 este prezentat procesul de desulfurare a gazelor de ardere prin acest procedeu Produsul final este alcătuit din gips la care se adăugă sulfit şi oxid de calciu De aceea cacircteodată se realizează o tratare termică ulterioară icircn scopul

majorării conţinutului de gips Produsele de reacţie cu un conţinut ridicat de gips pot fi utilizate icircn industria betoanelor şi a materialelor de construcţii Altfel reziduurile pot fi folosite icircn acelaşi mod ca cele rezultate icircn urma proceselor uscate de desulfurare

Principalul avantaj al procedeului de absorbţie prin pulverizare este acela că apa necesară vaporizează nerezultacircnd ape reziduale Icircn general gazele de ardere nu trebuie reicircncălzite din nou Icircn comparaţie cu procedeul uscat prin cel semiuscat se ating grade superioare de absorbţie a SO2 sbquo cu un exces mai redus de aditiv Totuşi cheltuielile de investiţie sunt mai ridicate

Desulfurarea umedă

Procesele de absorbţie umedă pot utiliza diverşi absorbanţi alcalini alcalinopamacircntosi sau alţi absorbanţi Solubilitatea icircn apă a absorbanţilor alcalini este mult mai mare decacirct a celor alcalino-pamacircntosi Icircn grupul de procese utilizacircnd alţi absorbanţi lichidul de spălare este icircn principal o soluţie acidă Factorul comun pentru toate aceste procese este utilizarea instalaţiilor icircn care se realizează contactul icircntre gaz şi lichid Aceste instalaţii creează o suprafaţă mare de contact realizacircnd transferul de masă al SO2 către fază lichidă Icircn cele ce urmează este prezentat procesul de desulfurare cu oxid de calciu

Dezvoltarea procedeelor de desulfurare umedă a gazelor de ardere de la centralele electrice pe bază de CaO a icircnceput icircn SUA icircn cadrul preocupărilor pentru eliminarea simultană a particulelor şi a dioxidului de sulf printr-o metodă

umedă Astfel scruberele Venturi de desprăfuire umedă au icircnceput să fie utilizate şi la desulfurarea gazelor de ardere Aceasta a condus icircn multe cazuri la reacţii icircntre particulele de cenuşă şi oxidul de calciu sau calcarul utilizat avacircnd drept consecinţa icircnfundarea scruberelor a conductelor şi a pompelor De aceea electrofiltrul era situat icircnaintea scruberului de tip Venturi Numai icircn acest mod se obţine un gips pur care poate fi revalorificat

Scruberele Venturi nu au fost icircn general acceptate deoarece realizau pierderi mari de presiune respectiv consum ridicat de energie Icircntre timp au fost dezvoltate alte tipuri de scrubare precum turnuri de spălare cu tub Venturi integrat sau alte componente Turnurile alcătuite din componente simple pentru minimizarea pierderilor s-au dovedit a fi soluţia cea mai bună (figura 6)

Fig 6 Turn de absorbţie prin pulverizare pentru desulfurarea umedă a gazelor

Astfel turnurile de spălare de construcţie mai nouă nu conţin decacirct cacircteva nivele spaţioase de pulverizare şi separatoare de picături instalate orizontal

Aceasta a condus la minimizarea pierderilor de presiune Un turn de spălare este alcătuit din trei părţi principale

zona inferioară de drenaj zona de contact gaz lichid zona de gaze de ardere curate

Icircn zona de drenaj suspensia rezultată din spălare este colectată amestecată ventilată şi icircmbogăţită cu absorbant proaspăt Volumul acestei zone este determinat icircn principal de viteză de dizolvare a absorbantului precum şi de cantitatea de SO2 ce trebuie icircnlăturată

Icircn zona mijlocie a scruberului zona de contact gaz lichid gazele sunt aduse icircn contact cu suspensia de spălare icircn contracurent şi astfel sunt spălate Lichidul de spălare este distribuit uniform pe mai multe nivele de pulverizare Astfel se creează un spaţiu de amestec omogen gaz lichid icircn care are loc transferul de masă de la gazele de ardere la lichidul de spălare

Icircn partea superioară a scruberului (zona de gaze de ardere curate) gazele de ardere trec printr-un separator de picături icircn care se reţin picăturile fine de lichid pe care le-au antrenat Pentru curăţare separatorul de picături este spălat cu apă de sus icircn jos icircntr-o anumită succesiune a sectoarelor acestuia cu ajutorul unor pulverizatoare

Figura 7 prezintă schema unei instalaţii moderne de desulfurare a gazelor de ardere cu oxidare integrată folosind calcar drept absorbant Astfel de instalaţii sunt icircn funcţiune icircn centralele noi din Germania Gazele care trebuie curăţate sunt răcite icircn schimbătorul regenerativ de căldură gaze-gaze şi trec prin turnul de spălare icircn contracurent faţă de absorbant Pentru a se evită suprasaturarea cu vapori de apă gazele curate sunt reicircncălzite icircn schimbătorul de căldură pacircnă la aproximativ 90 0C Eficienţa scruberului este de circa 92divide98 sbquo astfel icircncacirct se poate respecta fără vreo dificultate nu numai norma de 400 mg SO2m3sbquo dar şi alte cerinţe mai restrictive privind emisiile de SO2 Lichidul de spălare are o evoluţie ciclică Calcarul măcinat fin este preluat din siloz şi preparat cu apă (apă reziduală) rezultacircnd o suspensie care alimentează continuu zona inferioară a scruberului Pe de altă parte suspensia de gips este evacuată din scruber Separarea cristalelor mai mari de gips micşorarea lor ulterioară şi procesarea acestora se face icircntr-un hidrociclon Particulele fine de ghips care nu pot fi deshidratate atacirct de bine sunt trimise icircnapoi icircn ciclul absorbantului sub formă de cristale de sămacircnţă

Apa reziduală evacuată din ciclu trebuie tratată datorită conţinutului său ridicat de ioni şi de metale Unul dintre parametrii cei mai critici care determină cantitatea de apă uzată este conţinutul de cloride din gazul de evacuare şi apă de

proces deoarece concentraţia de cloride afectează nivelul de coroziune şi calitatea gipsului Odată ce caracteristicile apei uzate sunt bine determinate poate fi proiectat un sistem de tratare a apei uzate Icircn general este suficient un tratament fizico-chimic standard pentru a satisface cerinţele de protecţiei a mediului

Fig 7 Schema unei instalaţii de desulfurare a gazelor cu oxidare integrată

Gipsul rezultat ca produs secundar este folosit icircn industria materialelor de construcţii Gradul de calitate al gipsului este un factor important pentru proiectarea sistemului

Gipsul pentru pereţi trebuie să fie de o calitate ridicată o puritate icircnalta umezeală scăzută un conţinut foarte mic de compuşi sulfiţi neoxidaţi şi de substanţe dizolvate

Gipsul pentru ciment este tot un gips de calitate ridicată totuşi de o puritate mai scăzută decacirct icircn cazul anterior Conţinutul de umezeală trebuie să fie scăzut şi la fel trebuie să fie conţinutul de compuşi sulfiţi neoxidaţi şi de substanţe dizolvate

Icircn general gipsul este uscat de abur acesta fiind apoi trecut printr-o maşină de brichetat şi apoi depozitat icircn saci sau silozuri Gipsul recuperat prin oxidare icircntr-o singură buclă are o puritate mai redusă şi o umezeală mai mare comparativ cu cel obţinut prin oxidarea icircn două bucle

Aplicatie- purificarea gazelor de ardere pe baza de carbune

Sa se calculeze o instalatie de purificare a gazelor de ardere de la o central termica pe baza de carbune

In central se arde o cantitate de carbune de 30-05n th carbune care contine 25-001n S si 3+002n cenusa

Excesul de aer pentru ardere este de 25+02n Instalatia se bazeaza pe absorbtia SO2 in suspensie de Ca(OH)2 iar randamentul este de 95

n = 5

Bilant in punctul 1

Debitul de alimentare

30minus05 ∙5=275 t h=27500 kg h

Procentul de Sulf

25minus001∙ 5=245

Procentul de cenusa

3+002 ∙ 5=31

Excesul de aer

25+02 ∙ n=26 exces aer

Procentul de carbune

100minus( S+ cenusa )=100minus (245+31 )=9445 C

Debitul de Sulf

GS(1 )= S

100∙GT=

245100

∙ 27500=67375 kgh

Debitul de cenusa

Gcenusa(1 ) =cenusa

100∙GT=

31100

∙ 27500=8525 kg h

Debitul de carbon

GC(1 )=C

100∙GT=

9445100

∙27500=2597375 kgh

Se calculeaza cantitatea de oxigen necesara arderii carbunelui

C+O2rarr CO2

12 kg C 32 kg O2 44 kg CO2

GC x y

x=GC ∙ 32

12=2597375∙ 32

12=6926133 kg h

GCO2

(1 ) = y=GC ∙ 44

12=2597375 ∙44

12=9523433 kgh

Se calculeaza cantitatea necesara arderii sulfului

S+O2 rarr SO2

32 kg C 32 kg O2 64 kg SO2

GS xrsquo yrsquo

x =GS ∙ 32

32=67375 ∙ 32

32=67375 kgh

GSO2

(1 ) = y=GC ∙ 44

32=67375∙ 64

32=13475 kgh

Bilant in punctul 2

Debitul aerului de combustie

Compozitie aer

N2=791 O2=20 Ar=09

M am=sum y i ∙ M i=791100

∙ 28+ 20100

∙ 32+ 09100

∙ 40=28908

C i(2)=

molar ∙ M i

M am

CN 2

(2) =791 ∙2828908

=76615

CO2

(2)= 20 ∙ 3228908

=2214

C Ar(2) =09 ∙40

28908=1245

GO2=x+x =6926333+67375=6993708 kg h

Gaer(2 ) =GN 2

(2 )+GO2

(2 )+GAr(2 )

GO2

(2 )=GO2∙100+exces aer

100=6993708 ∙

100+26100

=8812072kgh

100 kg aer 76615 kg N2 22140 kg O2 1245 kg Ar

Gaer(2 ) GN2

(2 ) GO2

(2 ) GAr(2 )

Gaer(2 ) =

GO 2

(2) ∙ 100

2214=8812072∙ 100

2214=3980159

GN2

(2 )=GO2

(2 ) ∙ 76615

2214=8812072 ∙76615

2214=30493988

GAr(2 )=

GO2

(2 ) ∙1245

2214=8812072 ∙ 1245

2214=49553

Bilant in punctul 3

C+O2rarr CO2

GCO2

(3 ) =GCO2

(1 ) =9523433 kg h

S+O2 rarr SO2

GSO2

(3 ) =GSO2

(1) =13475 kg h

Se considera ca in faza de combustie eficienta indepartarii cenusei din gaze este 90

Gcenusa(3 ) =01 ∙ Gcenusa

(1) =01 ∙8525=8525 kg h

GN2

(3 )=GN2

( 2)=30493988 kgh

GAr(3 )=G Ar

(2) =49553 kgh

GO2

(3 )=GO2

(2)minus( x+x )=8812072minus (6926333+67375 )=1818364 kg h

GT(3 )=GN2

(3 ) +GAr(3 ) +GO2

(3 )+GCO2

(3 ) +G SO2

(3) =30493988+49553+1818364+9523708+13475=4246634 kgh

Bilant in punctul 7

Gcenusa(7 ) =09 ∙ Gcenusa

(1 ) =09 ∙8525=76725 kgh

Bilant in punctul 4

Eficienta desprafuirii este de 90

Gcenusa( 4) =01 ∙ Gcenusa

(3 ) =01 ∙8525=8525 kg h

GN2

( 4)=GN2

( 3)=30493988 kgh

GAr( 4)=G Ar

(3) =49553 kgh

GO2

( 4)=GO2

(3)=1818364 kg h

GCO2

( 4) =GCO2

(3 ) =9523433 kg h

GSO2

( 4) =GSO2

(3 ) =13475 kg h

GT( 4)=GN2

(4 )+GAr( 4 )+GO 2

(4 )+GCO2

(4 ) +GSO2

( 4) =30493988+49553+1818364+9523708+13475=4246634 kg h

Bilant in punctul 5

Gcenusa(5 ) =09 ∙ Gcenusa

(3 ) =09 ∙8525=76725 kgh

Bilant in punctul 6

Se considera arbitrar ca numai 10 Ca(OH)2 reactioneaza cu CO2 si 90 din Ca(OH)2 reactioneaza cu SO2

Ca(OH )2+SO2+H 2O+O2rarr CaSO4 ∙2 H 2O

74 kg Ca(OH)2 64 kg SO2 16 kg O2 18 kg H2O 172 kg CaSO42H2O

a GSO2 react b c d

η|iquest|=95 iquest

GSO2 react=GSO2

(1) ∙η|iquest|∙

1100

=13475 ∙95

100=1280125kg hiquest

a=1280125∙ 7464

=148014 kg hCa(OH )2

b=1280125 ∙ 1664

=32003 kg h O2

c=1280125 ∙1864

=36003 kgh H 2 O

d=1280125 ∙ 17264

=3440325 kgh CaSO4 ∙2 H 2O

Ca(OH )2+CO2rarr CaCO3+H 2O

74 kg Ca(OH)2 44 kg CO2 100 kg CaCO3 18 kg H2O

19

GCa (OH )2 u w z

19

GCa(OH )2=148014

9=16446 kg hCa(OH )2

u=16446 ∙4474

=9779 kg hCO2

w=16446 ∙10074

=22224 kg hCaCO3

z=16446 ∙1874

=4001 kg h H 2 O

GN2

(6 )=GN2

( 4 )=30493988 kgh

GAr(6 )=G Ar

(4 )=49553 kgh

GSO2

(6 ) =GSO2

(4 ) minusG SO2 react=13475minus1280125=67375 kg h

GCO2

(6 ) =GCO2

( 4) minusGCO2(u )=9523433minus9779=9513654 kg h

GO2

(6 )=GO2

(4 )minusGO2(b )=1818364minus32003=1786361 kg h

Se considera ca la iesirea din absorber gazele au temperatura de 35⁰C iar

faza lichida are 35⁰C si presiune atmosferica

PH 2O(35 )=00573 atm

Fractii molare

y H 2O=00573

y gazeuscate=09427

Debitul molar de gaze uscate in punctul 6

DM(6 )=DCO2

( 6) +DSO2

(6 ) +DO2

( 6)+DAr( 6) +DN2

(6)

DCO2

(6 ) =GCO2

(6 )

44=9513654

44=216219 kmoli h

DSO2

(6 ) =G SO2

( 6)

64=67375

64=105 kmoli h

DO2

(6 )=GO2

( 6)

32=1786361

32=55824 kmoli h

DN2

(6 )=GN 2

(6 )

28=30493988

28=1089071 kmoli h

DAr(6 )=

GAr( 6)

40=49553

40=12388 kmoli h

DM(6 )=DCO2

( 6) +DSO2

(6 ) +DO2

( 6)+DAr( 6) +DN2

(6) =216219+105+55824+1089071+12388=1373607 kmoli h

1 kmoli gaze 00573 kmoli H2O 09427 kmoli gaze uscate

DH 2O(6 ) DM

(6 )

DH 2O(6 ) =00573∙1373607

09427=83492kmoli h

GH2 O(6 ) =18 ∙ DH 2 O

( 6) =18 ∙83492=1502856 kg h

GT(6 )=GAr

( 6) +G SO2

( 6) +GCO2

(6 ) +GO2

(6 )+GN2

(6 ) +GH 2 O(6 ) =49553+67375+9513654+1786361+30493988+1502856=43799127 kg h

Bilant in punctul 18

Debitul de var hidratat introdus in prepararea laptelui de varConsideram ca varul hidratat contine

a) Umiditate - 5b) Impuritati solide insolubile - 5c) Ca(OH)2 - 90

GCa(OH )2=a=148014 kg h(calculat la punctul 6)

100 kg var hidratat 90 kg Ca (OH)2

GCa(OH )2 GCa(OH )2

=148014 kg h

GCa(OH )2

(18 ) =100 ∙ 14801490

=16446 kgh

Debitul total de gaz

GT(18 )=

GCa (OH )2∙100

90=

16446 ∙ 10090

=182733 kgh

Din debitul total de gaz vom calcula apa si impuritatileGH2 O

(18 ) =005 ∙GT(18)=005 ∙ 182733=9137 kg h

Gimp(18 )=005 ∙ GT

(18)=005∙ 182733=9137 kg h

Bilant in punctul 8

Consideram ca in punctul 8 suspensia contine 2 solid si 98 apa

Ca (OH )2+H 2O+SO2+12

O2rarr Ca SO4 ∙2 H 2 O

74 kg Ca(OH)2 64 kg SO2 16 kg O2 18 kg H2O 172 kg CaSO42H2O

a GSO2 react b c d

74 kg Ca(OH)2 44 kg CO2 100 kg CaCO3 18 kg H2O

19

GCa (OH )2 u w z

Gsolide( 8) =d+w+Gcenusa

(4 ) +Gimp(18)=3440325+22224+8525+9137=376246 kg h

Rata de iesire (formare) este 51Gmat solide

( 8) =Gsolide(8 ) ∙ 5=376246 ∙ 5=188123 kg h

GT( 8)=

Gmat solide

002=188123

002=940615 kg h

GH2 O( 8) =GT

(8 )minusGmat solide(8 ) =940615minus188123=9218027

kgh

Bilant in punctul 9

GT( 9)=08 ∙ GT

(8 )=08 ∙ 940615=752492 kg h

Gsolide( 9) =08 ∙G solide

(8 ) =08∙ 376246=300997 kg h

GH2 O( 9) =GT

(9 )minusGsolide(9 ) =752492minus300997=74948203 kg h

Bilant in punctul 12

GT(12 )=02∙ GT

( 8)=02 ∙ 940615=188123 kg h

Gsolide(12 ) =Gsolide

(8 ) =376246 kg h

GH2 O(12 ) =GT

(12)minusG solide(12) =188123minus376246=18436054 kg h

Bilant in punctul 13

Se calculeaza namolul de decantareGsolide

(13 ) =Gsolide(12) =376246 kg h

Umiditatea namolului 85

GT(13 )=

G solide( 13)

015=376246

015=2508307kg h

GH2 O(13 ) =GT

(13 )minusGsolide(13) =2508307minus376246=2132061 kg h

Bilant in punctul 14

Se calculeaza namolul de la filtrare

Gsolide(14 ) =Gsolide

(13 ) =376246 kg h

Umiditatea namolului de la filtrare ndash 40

GT(14 )=

Gsolide(14 )

06=376246

06=627077 kg h

GH2 O(14 ) =GT

(14 )minusGsolide(14 ) =627077minus376246=250831 kg h

Bilant in punctul 15

Se calculeaza limpedele de la decantare

GT(15 )=GH 2 O

(15) =GT(12)minusGT

( 13)=188123minus2508307=16303993 kg h

Bilant in punctul 16

GT(16 )=GH 2 O

(16 ) =GT(13)minusGT

(14)=2508307minus627077=188123 kg h

Bilant in punctul 17

Se calculeaza adaosul de apa

Debit apa care intra este

GH2 Ointrata=GH2 O(17 ) +GH 2O

(18 ) +cH 2 O(8 ) +zH 2 O

(8 )

Debit de apa care iese este

GH2 Ointrata=GH2 O(6 ) +GH 2O

(14 ) +dCaSO4 ∙ H 2 O(8 ) + 36

172

GH2 Ointrata=GH2 Ointrata

GH2 O(17 ) =GH 2 O

(6 ) +GH2 O(14 ) +dCaSO4 ∙ H 2O

(8 ) + 36172

minus(GH 2 O(18) +c H 2O

( 8) + zH 2 O( 8) )=1502856+250831+3440325+ 36

172minus(9137+36003+4001 )=2048599 kgh

Bilant in punctul 20

Se calculeaza laptele de var 20

GCa(OH )2

(20 ) =GCa(OH )2

(18 ) =16446kg h

Gimp(20 )=Gimp

(18 )=9137 kg h

GT(20 )=

GCa(OH )2

(20)

02=16446

02=8223 kg h

GH2 O(20 ) =GT

(20 )minusGimp(20)minusGCa (OH )2

(20) =8223minus9137minus16446=648704 kgh

Bilant in punctul 19

GH2 O(19 ) =GH 2 O

(20 ) minusGH 2 O(18) =648704minus9137=639567 kg h

GT(19 )=GT

(20 )minusGT(18)=8223minus182733=639567 kg h

GH2 O(19 ) =GT

(19 )

Bilant in punctul 21

GH2 O(21 ) =GH 2 O

(15 ) +GH 2 O( 16) +GH 2 O

(17 ) minusGH 2 O(19) =16303993+188123+2048599minus639567=19594255 kg h

Bilant in punctul 11

GT(11 )=GH 2 O

( 20) +GH 2 O(21) =648704+19594255=20242959 kg h

Bilant in punctul 10

GT(10 )=GT

(11 )+GT(9 )=20242959+752492=95492159 kgh

Predimensionarea absorberului

1 Calculul ariei minime a sectiunii coloanei

Consideram ca in coloana se foloseşte o umplutura cu inele Rasching cu caracteristicile urmatoare

dimensiuniLDd=505050 mm suprafaţa specifica ag=95 m2m3

fracţia de goluri εg=079 m3m3

densitatea aparenta ρa=500 Kgm3

Viteza de inecare este

lg [ v i ∙ ag

g ∙ εg3 ∙

ρ v

ρl

(103 ηl )016]=Aminus175( L

G )14 ∙( ρv

ρl)

18

unde vi= viteza de inecare

ag= suprafaţa specifica a umpluturii

εg= fracţia de goluri a umpluturii

ρv= densitatea fazei gazoase( considerata min punctul de bilant 6)

ρl= densitatea fazei lichide( considerata 103 Kgm3)

ηl= viscozitatea fazei lichide( considerata 10-3 Kgms)

A= coeficientul ales in funcţie de natura umpluturii (A=022)

Lrsquo=debitul masic al fazei lichide=GT(8)

Grsquo= debitul masic al fazei gazoase=GT(6)

Din bilanţul in punctul (6) rezulta

DM i(6 ) =(G i

(6 )

M i)

y i=DM i

(6 )

sum DM i( 6)

sum DM i(6 )

unde i= CO2 SO2 N2 Ar O2 H2O

yCO2=0144

y N2=0755

y Ar=00086

yO2=0044

ySO2=000007

y H 2O=0047

M (6 )=sum y i ∙ M i=2973448 kg

Presiunea gazelor se considera 1 atm

V M=V M0 ∙

TT 0

=22 4 ∙TT 0

La intrarea in absorber t i gaze=135

La iesirea din absorber t e gaze=35

tm=135+35

2=85

T=85+273=358 K

ρ v=M ( 6)

V M

=M ( 6)

V M0 ∙

T 0

T=29802

224∙273358

=1014 kgm3

lg [ v i ∙ 95

981∙ 0793 ∙1014

103 ∙ (103 ∙10minus3 )016]=022minus175( 94061543799127 )

14 ∙( 1014

103 )18

lg v i=1 03v i=10 73 m s

Debitul volumetric de gaze

Gv=DM T(6 ) ∙ V m

0 ∙TT 0

=1373607 ∙224 ∙358273

=403488251 m3h

Amin=Gv

v i ∙3600= 403488251

3600∙1073=10445 m3h

Dmin=radic 4 ∙ Amin

π=radic 4 ∙10445

π=364 m

Pentru diametre mai mari de 2 valorile se aleg din 05 icircn 05 m

Deci Dmin=4 m

Aria reala este

Areala=π D2

4=π ∙ 42

4=1257 m2

2 Calculul suprafetei de transfer şi a volumului de umplutură

Coeficientul de difuzie

Dso2minusg=43 ∙ 10minus7

∙T

32

P(V A

13 +V B

13)2 ∙radic 1

M A

+1

M B

[m2 s ]

unde

T- temperatura [K]

p- presiunea p = 1 atm

VA VB-volume molare la punctul normal de fierbere[cm3mol]

Consideram ca A este amestecul gazos din punctul de bilant (6) iar B= SO2

V SO2=44 8 cm3 iquestmol

V Ar=29 8 cm3 mol

V N2=31 2 cm3 iquestmol

V H2

O =18 9 cm3 iquestmol

V CO2=34 4 cm3iquestmol

V O2=25 6 cm3iquest mol

Coeficientul de difuzie se considera pentru amestecul din punctul (6)

V A=sum y isdotV i

V B=V SO2=44 8 cm3 iquestmol

V Ar=0 0086sdot29 8 =0 25628 cm3 mol iquest

V N2=0 755sdot31 2 =23 556 cm3 iquestmol iquest

V H2

O =0 047sdot18 9 =0 8883 cm3 iquestmol iquestiquestV CO2=0 144sdot34 4 =4 9536 cm3 iquestmol iquestiquestiquestV O

2=0 043sdot25 6 =1 1008 cm3 iquestmol iquestiquestiquestiquestV A =30 75498 cm3iquestmol

M A=M (6)=29 73448 kgM B=M SO2

=64 Kg

Dso2minusg=43 ∙10minus7

∙358

32

1(307549813 +448

13 )2

∙radic 12973448

+1

64 [m2 s ]

DSO2minusg=1 4466sdot10minus5 [ m2iquest s ]

Re=Gsdotdgηv

G=GT

(6)

Arealsdot3600 Kg m2 s

Diametrul mediu al granulelor

dg=005m

ηv=ηam=1910-6 Kgms

G= 437991271257 ∙ 3600

=968 kg m2 s

real=G ∙ dgηv

=978 ∙ 005

19 ∙10minus6=2573684

Sc=ηv

ρ v ∙D SO2minusg

= 19∙ 10minus6

1014 ∙ 14466 ∙10minus5=1295

sh=c ∙ real059 ∙ Sc033

unde c=069

Sh=069∙ 2573684059∙ 1295033=300694

Sh=KV ∙ dgDS 04minusg

=iquest K v=Sh ∙ DSO4minusg

dg=300694 ∙14466 ∙ 10minus5

005=0087 m3m2 s

Debitul absorbit de SO2(N)

N=K vsdotSsdotDc

unde Kv= coeficient de transfer de masă

S= suprafata de transfer

Dc= forta motricea procesului de transfer de masă

Dy m=( y1minus y1

iquest )minus( y2minus y2iquest )

ln( y1minus y1

iquest )( y2minus y2

iquest )

unde y1y2= concentraţiile la baza coloanei si la vacircrful coloanei

y=concentratia gazului in echilibru cu x

( yminus yiquest) =diferenta medie logaritmica a diferentei de concentratie

Transferul de masă esteurmat de o reactie chimică ireversibilă si de aceea

( y1

iquestiquest y2iquest =0)

Dy m=( y1minus y2)

lny1

y2

y1= ySO2

(4 )

y2= ySO2

(6 ) =0 00007

DM i(4) =(G i

(4 )

M i)

DM N2

( 4 ) =3049398828

=1089071 kmoli h

DAr( 4 )= 49553

40=12388 kmoli h

DO2

( 4 )=181836432

=56824 kmoli h

DSO2

( 4 ) =1347564

=2105 kmoli h

DCO2

( 4 ) =952343344

=216442 kmoli h

DM T( 4 ) =13768 kmoli h

ySO2

( 4) =DM SO2

( 4 )

DM T(4 ) = 2105

13768=0001529

D y m=( y1minus y2 )

lny1

y2

=(0001529minus000007 )

ln0001529000007

=0000473

Dc=D y m∙ρv

M (6 )=0000473 ∙

10142973448

=1613∙ 10minus5

N=DM S O2

(4 ) minusDM SO2

(6 ) =2105minus105=20 kmoli h

N=K v ∙ S ∙ D c=20 kmoli h

S= NK v ∙ 3600∙ Dc

= 20

0087 ∙3600 ∙ 1613∙ 10minus5=395889 m2

Volumul umpluturii

V u=Sag

=39588995

=4167 m3

Inaltimea umpluturii

H u=V u

Areal

=41671257

=332

Hu se aproximeaza la 35 m

reacţionat sunt colectate icircn precipitator icircmpreuna cu aerul de combustie Metoda a avut cele mai bune rezultate deoarece calcarul este injectat la o temperatură favorabilă şi acolo se află o presiune suficientă datorată aerului de la partea superioară a arzătorului pentru a distribui bine aditivul Funcţie de sarcina cazanului eficienţa reducerii atinge valori de 50divide70

Avantajele injecţiei de calcar sunt proces simplu realizare rapidă costul investiţiei scăzut consum mic de energie disponibilitatea instalaţiei ridicată

Dezavantajele metodei sunt grad de desulfurare limitat tendinţa de zgurificare icircn focar manipulare dificilă a cenuşei

Normele foarte severe de emisie care coboară valoarea de la 2divide35 gm3 la numai 04 gm3 cum este exemplul pentru Japonia SUA Germania impun neapărat folosirea unor instalaţii chimice de desulfurare a gazelor la toate cazurile de ardere a cărbunelui icircn cazane cu focare clasice sau a păcurii cu conţinut ridicat de sulf

Icircn ultimele două decenii au fost dezvoltate mai multe procedee de desulfurare dintre care cele mai importante sunt

bull procedeul umed icircn care se introduce ca agent activ o soluţie de hidroxid de calciu şi carbonat de sodiu obţinacircnd ca deşeu nămoluri nerecuperabile sau cel mult cu posibilitate de extracţie de gips

bull procedeul semiuscat icircn care se introduce ca agent activ o soluţie concentrată de amoniac sau hidroxid de calciu icircn filtru avacircnd loc evaporarea completă a apei Produsele sulfatice sunt recuperate icircn stare uscată permiţacircnd reintroducerea lor icircn circuitul economic

bull procedeul catalitic cu producere de sulf aplicat la o temperatură ridicată a gazelor de ardere

Cea mai largă implementare industrială o are procedeul umed Prin spălarea sau umidificarea aerului se obţine o răcire a gazelor pacircnă la 50divide60 degC la procedeul umed şi la 70divide100 degC la cel semiuscat Icircn aceste condiţii ridicarea penei de fum se limitează şi dispersia este dezavantajată Efectul de reducere a fondului de SO2 icircn atmosferă rămacircne icircn acest caz să se resimtă numai pe ansamblul teritoriului la distanţe mari Coboracircrea temperaturii sub temperatura punctului de rouă acidă atrage coroziuni inacceptabile sub aspectul fiabilităţii traseului de gaze motiv pentru care este necesară reicircncălzirea gazelor fie cu abur fie regenerativ fie cu amestec de gaze fierbinţi fie prin căldura obţinută prin arderea de combustibil suplimentar

Instalaţiile de desulfurare uscată şi semiuscată sunt utilizate mai rar icircn special pentru centralele mici datorită pericolului intoxicării cu amoniac Principala caracteristică a desulfurării umede este reducerea simultană a SO2 şi producerea de gips şi de asemenea controlul alimentării cu calcar esenţial pentru a icircnvinge fluctuaţiile sulfului conţinut icircn combustibil Gazele de ardere de la electrofiltru sau de la ieşirea din preicircncălzitorul de aer regenerativ sunt introduse icircn scruber prin intermediul a două ventilatoare icircnaintase cacircte unul pe fiecare linie

Icircnainte de primul scruber este instalat un schimbător de căldură gazgaz care răceşte gazul cu conţinut de SO2 icircnainte de intrarea icircn scruber şi icircncălzeşte gazul curat pacircnă la aproximativ 100 degC Gazul din linia a doua este introdus direct icircn cel de-al doilea scruber şi apoi fără a fi reicircncălzit se amestecă cu gazul curat (reicircncălzit la 100 degC) de la primul scruber Astfel rezultă o temperatură a gazelor la coş de circa 80 degC Gipsul produs e subţiat pacircnă la 30 conţinut solid şi ulterior e uscat pacircnă la 15 umiditate icircntr-un filtru cu vacuum Preaplinul concentratorului şi produsul filtrării sunt circulate complet icircn proces Nu se produce apă uzată iar 25 din gipsul rezultat este utilizat icircn industria cimentului

Icircn tabelul ce urmează sunt prezentate schematic principalele procedee comerciale de desulfurare a gazelor de ardere

Epurare prin metoda umedă

Procedeu Tehnică (metodă) Produse secundare

Var calcarCaOCaCO3

Absorbţia SO2 cu var stins (nămol de

var) sau calcar

Nămol de epurare

sau gips

Sodă de rufe

NaOH

Absorbţia SO2 cu o soluţie de sodă

caustică sau de carbonat de sodiu

Apă reziduală sau

soluţie spălat rufe

SoluţieAlcalină

Absorbţia SO2 cu soluţie de Na

rezultată din soluţie alcalină calcică

Nămol sau gips

(CaSO4)

Amoniac -Walther

Absorbţie cu NH3 apoi oxidare icircn

sulfat de amoniu

Icircngrăşămacircnt pe bază de sulfat de amoniu

Oxid de

magneziu

SO2 intră icircn reacţie cu un amestec de

oxid şi hidroxid de magneziu

reciclarea reactivului după

deshidratare şi regenerare

Sulf elementar sau acid sulfuric

Sulfit de sodiu

(wellmanndashlord)

Absorbţia SO2 cu o soluţie de sulfit

de sodiu care este apoi reciclată şi

regenerată

Sulf elementar sau

H2SO4 cantităţi

mici de sulfat de

sodiu

Citrat Absorbţia SO2 cu o soluţie de citrat Sulf elementar

de Na Absorbantul este regenerat şi

produşii secundari transformaţi icircn S2

prin reducţie icircn fază lichidă cu H2S

Carbonat apos Absorbţia SO2 cu o soluţie de

carbonat de sodiu deshidratat prin

pulverizare regenerare + reciclare

Sulf elementar

Uscare prin

pulverizare

Pulverizare şi

uscare

Reacţia unui nămol de absorbţie

pulverizat cu SO2 şi uscare simultană

Deşeuri uscate

Procedeu

uscat

Absorbţie pe

cărbune activ

Absorbţia şi desorbţia SO2 pe cărbune

activ

Sulf elementar

Desulfurarea gazelor de ardere

Sistemele de desulfurare a gazelor de ardere cel mai des utilizate sunt descrise schematic prin diagrame icircn figura 1 Icircn desulfurarea uscată SO2 şi SO3 sunt reţinute prin procese fizice (adsorbţie) sau chimice (absorbţie şi reacţii chimice)

Fig 1 Sisteme de desulfurare a gazelor de ardereIcircn adsorbţia uscată agentul de adsorbţie este dirijat să icircntacirclnească gazele ce

trebuie desulfurate Apoi agentul este reactivat icircn regenerator şi este trimis icircnapoi icircn procesul de adsorbţie Icircn adsorbţia uscată agentul de adsorbţie este pulverizat icircn gazele de ardere

Icircn procedeele semiuscate o suspensie alcalină sau alcalino - pămacircntoasă este adusă icircn contact cu gazele de ardere de desulfurat Icircn gazele de ardere fierbinţi se formează un produs uscat de reacţie care este colectat apoi icircn filtrele de particule

Desulfurarea umedă a gazelor de ardere are loc icircn turnuri de injecţie numite scrubere Icircn acest caz o soluţie sau suspensie alcalină sau alcalino-pamacircntoasa este dispersată icircn gazul de desulfurat sau este adusă icircntr-un contact omogen cu acesta astfel icircncacirct oxizii de sulf sunt icircndepărtaţi prin absorbţie Spălarea gazului cu apă este posibilă dar tendinţa gazelor de a se dizolva icircn apă este relativ redusă [4]

O metodă de desulfurare uscată a gazelor de ardere bazată pe adsorbţie fizică utilizează aditivi solizi Pe acest principiu se bazează icircndepărtarea combinată a oxizilor de sulf şi de azot cu cocs activ O altă posibilitate icircn special pentru instalaţii mici şi mijlocii (icircntre 50 - 100 MW) este absorbţia chimică a SO2 de către aditivi uscaţi activi din punct de vedere chimic Adăugarea de aditivi uscaţi pulverizaţi pe bază de calciu sau magneziu pentru reducerea emisiilor de componente acide ale gazelor (SO2 dar şi HCI şi HF) este cunoscută de mult timp şi reprezintă de cacirctva timp un procedeu obişnuit aplicat icircn numeroase focare Aditivii pot fi injectaţi icircn diferite puncte ale arderii sau icircn diferite puncte ale traseului gazelor de ardere

Procesele icircn care aditivul este adăugat icircntre generatorul de abur şi filtrul de particule este cel mai des icircntacirclnit icircntrucacirct este icircnsoţit de modificări minimale ale instalaţiei existente (camera de ardere construcţia cazanului) Icircn unele cazuri aditivul este introdus la sfacircrşitul traseului gazelor de ardere respectiv icircntre filtrul de particule şi coş icircn acest caz sunt necesare filtre de particule suplimentare

Icircn cazul arderii cărbunelui brun şi la arderea icircn strat fluidizat s-au obţinut rezultate bune prin dozarea aditivului icircn combustibil Figura 3 arată gradul de absorbţie a SO2 corespunzător diferiţilor aditivi uscaţi icircn funcţie de temperatură La temperaturi ridicate aditivii pe bază de magneziu se caracterizează prin grade mai reduse de absorbţie şi intervale active de temperatură mai icircnguste

Fig 3 Dependenţa de temperatură a absorbţiei de SO2 pentru diferiţi aditivi uscaţi

De asemenea eficienţa absorbţiei de SO2 cu ajutorul aditivilor uscaţi depinde şi de alţi factori precum timpul de rezidenţă gradul de amestecare a aditivului cu gazele de ardere de dimensiunile particulelor şi de porozitate Etapele reacţiei de calcinare hidratare şi absorbţie de SO2 a dolomitei sunt prezentate icircn figura 4

Fig 4 Etapele reacţiei de calcinare hidratare şi sulfatare a dolomitei

Icircn cazul metodelor uscate nu se produc ape reziduale Utilizarea produselor solide rezultate depinde de compoziţia lor chimică şi de modul de reţinere al acestora

Procesele semiuscate s-au dezvoltat pe baza faptului că absorbţia SO2 pe particulele de calcar poate fi icircmbunătăţită prin umidificarea acestora Icircn aceste procese agentul de absorbţie icircn general o suspensie de var sau de carbonat de sodiu ori o leşie de sodă caustică este pulverizată icircn gazele de ardere fierbinţi dispersate extrem de facircn Icircn urma acestui proces apa din absorbant vaporizează şi SO2 reacţionează cu agentul de absorbţie

Procesul de vaporizare durează pacircnă cacircnd produşii de reacţie iau forma unei pulberi uscate Aceasta poate fi icircndepărtată apoi din gazele de ardere cu ajutorul unei instalaţii clasice de desprăfuire (electrofiltru sau filtru sac)

Icircn figura 5 este prezentat procesul de desulfurare a gazelor de ardere prin acest procedeu Produsul final este alcătuit din gips la care se adăugă sulfit şi oxid de calciu De aceea cacircteodată se realizează o tratare termică ulterioară icircn scopul

majorării conţinutului de gips Produsele de reacţie cu un conţinut ridicat de gips pot fi utilizate icircn industria betoanelor şi a materialelor de construcţii Altfel reziduurile pot fi folosite icircn acelaşi mod ca cele rezultate icircn urma proceselor uscate de desulfurare

Principalul avantaj al procedeului de absorbţie prin pulverizare este acela că apa necesară vaporizează nerezultacircnd ape reziduale Icircn general gazele de ardere nu trebuie reicircncălzite din nou Icircn comparaţie cu procedeul uscat prin cel semiuscat se ating grade superioare de absorbţie a SO2 sbquo cu un exces mai redus de aditiv Totuşi cheltuielile de investiţie sunt mai ridicate

Desulfurarea umedă

Procesele de absorbţie umedă pot utiliza diverşi absorbanţi alcalini alcalinopamacircntosi sau alţi absorbanţi Solubilitatea icircn apă a absorbanţilor alcalini este mult mai mare decacirct a celor alcalino-pamacircntosi Icircn grupul de procese utilizacircnd alţi absorbanţi lichidul de spălare este icircn principal o soluţie acidă Factorul comun pentru toate aceste procese este utilizarea instalaţiilor icircn care se realizează contactul icircntre gaz şi lichid Aceste instalaţii creează o suprafaţă mare de contact realizacircnd transferul de masă al SO2 către fază lichidă Icircn cele ce urmează este prezentat procesul de desulfurare cu oxid de calciu

Dezvoltarea procedeelor de desulfurare umedă a gazelor de ardere de la centralele electrice pe bază de CaO a icircnceput icircn SUA icircn cadrul preocupărilor pentru eliminarea simultană a particulelor şi a dioxidului de sulf printr-o metodă

umedă Astfel scruberele Venturi de desprăfuire umedă au icircnceput să fie utilizate şi la desulfurarea gazelor de ardere Aceasta a condus icircn multe cazuri la reacţii icircntre particulele de cenuşă şi oxidul de calciu sau calcarul utilizat avacircnd drept consecinţa icircnfundarea scruberelor a conductelor şi a pompelor De aceea electrofiltrul era situat icircnaintea scruberului de tip Venturi Numai icircn acest mod se obţine un gips pur care poate fi revalorificat

Scruberele Venturi nu au fost icircn general acceptate deoarece realizau pierderi mari de presiune respectiv consum ridicat de energie Icircntre timp au fost dezvoltate alte tipuri de scrubare precum turnuri de spălare cu tub Venturi integrat sau alte componente Turnurile alcătuite din componente simple pentru minimizarea pierderilor s-au dovedit a fi soluţia cea mai bună (figura 6)

Fig 6 Turn de absorbţie prin pulverizare pentru desulfurarea umedă a gazelor

Astfel turnurile de spălare de construcţie mai nouă nu conţin decacirct cacircteva nivele spaţioase de pulverizare şi separatoare de picături instalate orizontal

Aceasta a condus la minimizarea pierderilor de presiune Un turn de spălare este alcătuit din trei părţi principale

zona inferioară de drenaj zona de contact gaz lichid zona de gaze de ardere curate

Icircn zona de drenaj suspensia rezultată din spălare este colectată amestecată ventilată şi icircmbogăţită cu absorbant proaspăt Volumul acestei zone este determinat icircn principal de viteză de dizolvare a absorbantului precum şi de cantitatea de SO2 ce trebuie icircnlăturată

Icircn zona mijlocie a scruberului zona de contact gaz lichid gazele sunt aduse icircn contact cu suspensia de spălare icircn contracurent şi astfel sunt spălate Lichidul de spălare este distribuit uniform pe mai multe nivele de pulverizare Astfel se creează un spaţiu de amestec omogen gaz lichid icircn care are loc transferul de masă de la gazele de ardere la lichidul de spălare

Icircn partea superioară a scruberului (zona de gaze de ardere curate) gazele de ardere trec printr-un separator de picături icircn care se reţin picăturile fine de lichid pe care le-au antrenat Pentru curăţare separatorul de picături este spălat cu apă de sus icircn jos icircntr-o anumită succesiune a sectoarelor acestuia cu ajutorul unor pulverizatoare

Figura 7 prezintă schema unei instalaţii moderne de desulfurare a gazelor de ardere cu oxidare integrată folosind calcar drept absorbant Astfel de instalaţii sunt icircn funcţiune icircn centralele noi din Germania Gazele care trebuie curăţate sunt răcite icircn schimbătorul regenerativ de căldură gaze-gaze şi trec prin turnul de spălare icircn contracurent faţă de absorbant Pentru a se evită suprasaturarea cu vapori de apă gazele curate sunt reicircncălzite icircn schimbătorul de căldură pacircnă la aproximativ 90 0C Eficienţa scruberului este de circa 92divide98 sbquo astfel icircncacirct se poate respecta fără vreo dificultate nu numai norma de 400 mg SO2m3sbquo dar şi alte cerinţe mai restrictive privind emisiile de SO2 Lichidul de spălare are o evoluţie ciclică Calcarul măcinat fin este preluat din siloz şi preparat cu apă (apă reziduală) rezultacircnd o suspensie care alimentează continuu zona inferioară a scruberului Pe de altă parte suspensia de gips este evacuată din scruber Separarea cristalelor mai mari de gips micşorarea lor ulterioară şi procesarea acestora se face icircntr-un hidrociclon Particulele fine de ghips care nu pot fi deshidratate atacirct de bine sunt trimise icircnapoi icircn ciclul absorbantului sub formă de cristale de sămacircnţă

Apa reziduală evacuată din ciclu trebuie tratată datorită conţinutului său ridicat de ioni şi de metale Unul dintre parametrii cei mai critici care determină cantitatea de apă uzată este conţinutul de cloride din gazul de evacuare şi apă de

proces deoarece concentraţia de cloride afectează nivelul de coroziune şi calitatea gipsului Odată ce caracteristicile apei uzate sunt bine determinate poate fi proiectat un sistem de tratare a apei uzate Icircn general este suficient un tratament fizico-chimic standard pentru a satisface cerinţele de protecţiei a mediului

Fig 7 Schema unei instalaţii de desulfurare a gazelor cu oxidare integrată

Gipsul rezultat ca produs secundar este folosit icircn industria materialelor de construcţii Gradul de calitate al gipsului este un factor important pentru proiectarea sistemului

Gipsul pentru pereţi trebuie să fie de o calitate ridicată o puritate icircnalta umezeală scăzută un conţinut foarte mic de compuşi sulfiţi neoxidaţi şi de substanţe dizolvate

Gipsul pentru ciment este tot un gips de calitate ridicată totuşi de o puritate mai scăzută decacirct icircn cazul anterior Conţinutul de umezeală trebuie să fie scăzut şi la fel trebuie să fie conţinutul de compuşi sulfiţi neoxidaţi şi de substanţe dizolvate

Icircn general gipsul este uscat de abur acesta fiind apoi trecut printr-o maşină de brichetat şi apoi depozitat icircn saci sau silozuri Gipsul recuperat prin oxidare icircntr-o singură buclă are o puritate mai redusă şi o umezeală mai mare comparativ cu cel obţinut prin oxidarea icircn două bucle

Aplicatie- purificarea gazelor de ardere pe baza de carbune

Sa se calculeze o instalatie de purificare a gazelor de ardere de la o central termica pe baza de carbune

In central se arde o cantitate de carbune de 30-05n th carbune care contine 25-001n S si 3+002n cenusa

Excesul de aer pentru ardere este de 25+02n Instalatia se bazeaza pe absorbtia SO2 in suspensie de Ca(OH)2 iar randamentul este de 95

n = 5

Bilant in punctul 1

Debitul de alimentare

30minus05 ∙5=275 t h=27500 kg h

Procentul de Sulf

25minus001∙ 5=245

Procentul de cenusa

3+002 ∙ 5=31

Excesul de aer

25+02 ∙ n=26 exces aer

Procentul de carbune

100minus( S+ cenusa )=100minus (245+31 )=9445 C

Debitul de Sulf

GS(1 )= S

100∙GT=

245100

∙ 27500=67375 kgh

Debitul de cenusa

Gcenusa(1 ) =cenusa

100∙GT=

31100

∙ 27500=8525 kg h

Debitul de carbon

GC(1 )=C

100∙GT=

9445100

∙27500=2597375 kgh

Se calculeaza cantitatea de oxigen necesara arderii carbunelui

C+O2rarr CO2

12 kg C 32 kg O2 44 kg CO2

GC x y

x=GC ∙ 32

12=2597375∙ 32

12=6926133 kg h

GCO2

(1 ) = y=GC ∙ 44

12=2597375 ∙44

12=9523433 kgh

Se calculeaza cantitatea necesara arderii sulfului

S+O2 rarr SO2

32 kg C 32 kg O2 64 kg SO2

GS xrsquo yrsquo

x =GS ∙ 32

32=67375 ∙ 32

32=67375 kgh

GSO2

(1 ) = y=GC ∙ 44

32=67375∙ 64

32=13475 kgh

Bilant in punctul 2

Debitul aerului de combustie

Compozitie aer

N2=791 O2=20 Ar=09

M am=sum y i ∙ M i=791100

∙ 28+ 20100

∙ 32+ 09100

∙ 40=28908

C i(2)=

molar ∙ M i

M am

CN 2

(2) =791 ∙2828908

=76615

CO2

(2)= 20 ∙ 3228908

=2214

C Ar(2) =09 ∙40

28908=1245

GO2=x+x =6926333+67375=6993708 kg h

Gaer(2 ) =GN 2

(2 )+GO2

(2 )+GAr(2 )

GO2

(2 )=GO2∙100+exces aer

100=6993708 ∙

100+26100

=8812072kgh

100 kg aer 76615 kg N2 22140 kg O2 1245 kg Ar

Gaer(2 ) GN2

(2 ) GO2

(2 ) GAr(2 )

Gaer(2 ) =

GO 2

(2) ∙ 100

2214=8812072∙ 100

2214=3980159

GN2

(2 )=GO2

(2 ) ∙ 76615

2214=8812072 ∙76615

2214=30493988

GAr(2 )=

GO2

(2 ) ∙1245

2214=8812072 ∙ 1245

2214=49553

Bilant in punctul 3

C+O2rarr CO2

GCO2

(3 ) =GCO2

(1 ) =9523433 kg h

S+O2 rarr SO2

GSO2

(3 ) =GSO2

(1) =13475 kg h

Se considera ca in faza de combustie eficienta indepartarii cenusei din gaze este 90

Gcenusa(3 ) =01 ∙ Gcenusa

(1) =01 ∙8525=8525 kg h

GN2

(3 )=GN2

( 2)=30493988 kgh

GAr(3 )=G Ar

(2) =49553 kgh

GO2

(3 )=GO2

(2)minus( x+x )=8812072minus (6926333+67375 )=1818364 kg h

GT(3 )=GN2

(3 ) +GAr(3 ) +GO2

(3 )+GCO2

(3 ) +G SO2

(3) =30493988+49553+1818364+9523708+13475=4246634 kgh

Bilant in punctul 7

Gcenusa(7 ) =09 ∙ Gcenusa

(1 ) =09 ∙8525=76725 kgh

Bilant in punctul 4

Eficienta desprafuirii este de 90

Gcenusa( 4) =01 ∙ Gcenusa

(3 ) =01 ∙8525=8525 kg h

GN2

( 4)=GN2

( 3)=30493988 kgh

GAr( 4)=G Ar

(3) =49553 kgh

GO2

( 4)=GO2

(3)=1818364 kg h

GCO2

( 4) =GCO2

(3 ) =9523433 kg h

GSO2

( 4) =GSO2

(3 ) =13475 kg h

GT( 4)=GN2

(4 )+GAr( 4 )+GO 2

(4 )+GCO2

(4 ) +GSO2

( 4) =30493988+49553+1818364+9523708+13475=4246634 kg h

Bilant in punctul 5

Gcenusa(5 ) =09 ∙ Gcenusa

(3 ) =09 ∙8525=76725 kgh

Bilant in punctul 6

Se considera arbitrar ca numai 10 Ca(OH)2 reactioneaza cu CO2 si 90 din Ca(OH)2 reactioneaza cu SO2

Ca(OH )2+SO2+H 2O+O2rarr CaSO4 ∙2 H 2O

74 kg Ca(OH)2 64 kg SO2 16 kg O2 18 kg H2O 172 kg CaSO42H2O

a GSO2 react b c d

η|iquest|=95 iquest

GSO2 react=GSO2

(1) ∙η|iquest|∙

1100

=13475 ∙95

100=1280125kg hiquest

a=1280125∙ 7464

=148014 kg hCa(OH )2

b=1280125 ∙ 1664

=32003 kg h O2

c=1280125 ∙1864

=36003 kgh H 2 O

d=1280125 ∙ 17264

=3440325 kgh CaSO4 ∙2 H 2O

Ca(OH )2+CO2rarr CaCO3+H 2O

74 kg Ca(OH)2 44 kg CO2 100 kg CaCO3 18 kg H2O

19

GCa (OH )2 u w z

19

GCa(OH )2=148014

9=16446 kg hCa(OH )2

u=16446 ∙4474

=9779 kg hCO2

w=16446 ∙10074

=22224 kg hCaCO3

z=16446 ∙1874

=4001 kg h H 2 O

GN2

(6 )=GN2

( 4 )=30493988 kgh

GAr(6 )=G Ar

(4 )=49553 kgh

GSO2

(6 ) =GSO2

(4 ) minusG SO2 react=13475minus1280125=67375 kg h

GCO2

(6 ) =GCO2

( 4) minusGCO2(u )=9523433minus9779=9513654 kg h

GO2

(6 )=GO2

(4 )minusGO2(b )=1818364minus32003=1786361 kg h

Se considera ca la iesirea din absorber gazele au temperatura de 35⁰C iar

faza lichida are 35⁰C si presiune atmosferica

PH 2O(35 )=00573 atm

Fractii molare

y H 2O=00573

y gazeuscate=09427

Debitul molar de gaze uscate in punctul 6

DM(6 )=DCO2

( 6) +DSO2

(6 ) +DO2

( 6)+DAr( 6) +DN2

(6)

DCO2

(6 ) =GCO2

(6 )

44=9513654

44=216219 kmoli h

DSO2

(6 ) =G SO2

( 6)

64=67375

64=105 kmoli h

DO2

(6 )=GO2

( 6)

32=1786361

32=55824 kmoli h

DN2

(6 )=GN 2

(6 )

28=30493988

28=1089071 kmoli h

DAr(6 )=

GAr( 6)

40=49553

40=12388 kmoli h

DM(6 )=DCO2

( 6) +DSO2

(6 ) +DO2

( 6)+DAr( 6) +DN2

(6) =216219+105+55824+1089071+12388=1373607 kmoli h

1 kmoli gaze 00573 kmoli H2O 09427 kmoli gaze uscate

DH 2O(6 ) DM

(6 )

DH 2O(6 ) =00573∙1373607

09427=83492kmoli h

GH2 O(6 ) =18 ∙ DH 2 O

( 6) =18 ∙83492=1502856 kg h

GT(6 )=GAr

( 6) +G SO2

( 6) +GCO2

(6 ) +GO2

(6 )+GN2

(6 ) +GH 2 O(6 ) =49553+67375+9513654+1786361+30493988+1502856=43799127 kg h

Bilant in punctul 18

Debitul de var hidratat introdus in prepararea laptelui de varConsideram ca varul hidratat contine

a) Umiditate - 5b) Impuritati solide insolubile - 5c) Ca(OH)2 - 90

GCa(OH )2=a=148014 kg h(calculat la punctul 6)

100 kg var hidratat 90 kg Ca (OH)2

GCa(OH )2 GCa(OH )2

=148014 kg h

GCa(OH )2

(18 ) =100 ∙ 14801490

=16446 kgh

Debitul total de gaz

GT(18 )=

GCa (OH )2∙100

90=

16446 ∙ 10090

=182733 kgh

Din debitul total de gaz vom calcula apa si impuritatileGH2 O

(18 ) =005 ∙GT(18)=005 ∙ 182733=9137 kg h

Gimp(18 )=005 ∙ GT

(18)=005∙ 182733=9137 kg h

Bilant in punctul 8

Consideram ca in punctul 8 suspensia contine 2 solid si 98 apa

Ca (OH )2+H 2O+SO2+12

O2rarr Ca SO4 ∙2 H 2 O

74 kg Ca(OH)2 64 kg SO2 16 kg O2 18 kg H2O 172 kg CaSO42H2O

a GSO2 react b c d

74 kg Ca(OH)2 44 kg CO2 100 kg CaCO3 18 kg H2O

19

GCa (OH )2 u w z

Gsolide( 8) =d+w+Gcenusa

(4 ) +Gimp(18)=3440325+22224+8525+9137=376246 kg h

Rata de iesire (formare) este 51Gmat solide

( 8) =Gsolide(8 ) ∙ 5=376246 ∙ 5=188123 kg h

GT( 8)=

Gmat solide

002=188123

002=940615 kg h

GH2 O( 8) =GT

(8 )minusGmat solide(8 ) =940615minus188123=9218027

kgh

Bilant in punctul 9

GT( 9)=08 ∙ GT

(8 )=08 ∙ 940615=752492 kg h

Gsolide( 9) =08 ∙G solide

(8 ) =08∙ 376246=300997 kg h

GH2 O( 9) =GT

(9 )minusGsolide(9 ) =752492minus300997=74948203 kg h

Bilant in punctul 12

GT(12 )=02∙ GT

( 8)=02 ∙ 940615=188123 kg h

Gsolide(12 ) =Gsolide

(8 ) =376246 kg h

GH2 O(12 ) =GT

(12)minusG solide(12) =188123minus376246=18436054 kg h

Bilant in punctul 13

Se calculeaza namolul de decantareGsolide

(13 ) =Gsolide(12) =376246 kg h

Umiditatea namolului 85

GT(13 )=

G solide( 13)

015=376246

015=2508307kg h

GH2 O(13 ) =GT

(13 )minusGsolide(13) =2508307minus376246=2132061 kg h

Bilant in punctul 14

Se calculeaza namolul de la filtrare

Gsolide(14 ) =Gsolide

(13 ) =376246 kg h

Umiditatea namolului de la filtrare ndash 40

GT(14 )=

Gsolide(14 )

06=376246

06=627077 kg h

GH2 O(14 ) =GT

(14 )minusGsolide(14 ) =627077minus376246=250831 kg h

Bilant in punctul 15

Se calculeaza limpedele de la decantare

GT(15 )=GH 2 O

(15) =GT(12)minusGT

( 13)=188123minus2508307=16303993 kg h

Bilant in punctul 16

GT(16 )=GH 2 O

(16 ) =GT(13)minusGT

(14)=2508307minus627077=188123 kg h

Bilant in punctul 17

Se calculeaza adaosul de apa

Debit apa care intra este

GH2 Ointrata=GH2 O(17 ) +GH 2O

(18 ) +cH 2 O(8 ) +zH 2 O

(8 )

Debit de apa care iese este

GH2 Ointrata=GH2 O(6 ) +GH 2O

(14 ) +dCaSO4 ∙ H 2 O(8 ) + 36

172

GH2 Ointrata=GH2 Ointrata

GH2 O(17 ) =GH 2 O

(6 ) +GH2 O(14 ) +dCaSO4 ∙ H 2O

(8 ) + 36172

minus(GH 2 O(18) +c H 2O

( 8) + zH 2 O( 8) )=1502856+250831+3440325+ 36

172minus(9137+36003+4001 )=2048599 kgh

Bilant in punctul 20

Se calculeaza laptele de var 20

GCa(OH )2

(20 ) =GCa(OH )2

(18 ) =16446kg h

Gimp(20 )=Gimp

(18 )=9137 kg h

GT(20 )=

GCa(OH )2

(20)

02=16446

02=8223 kg h

GH2 O(20 ) =GT

(20 )minusGimp(20)minusGCa (OH )2

(20) =8223minus9137minus16446=648704 kgh

Bilant in punctul 19

GH2 O(19 ) =GH 2 O

(20 ) minusGH 2 O(18) =648704minus9137=639567 kg h

GT(19 )=GT

(20 )minusGT(18)=8223minus182733=639567 kg h

GH2 O(19 ) =GT

(19 )

Bilant in punctul 21

GH2 O(21 ) =GH 2 O

(15 ) +GH 2 O( 16) +GH 2 O

(17 ) minusGH 2 O(19) =16303993+188123+2048599minus639567=19594255 kg h

Bilant in punctul 11

GT(11 )=GH 2 O

( 20) +GH 2 O(21) =648704+19594255=20242959 kg h

Bilant in punctul 10

GT(10 )=GT

(11 )+GT(9 )=20242959+752492=95492159 kgh

Predimensionarea absorberului

1 Calculul ariei minime a sectiunii coloanei

Consideram ca in coloana se foloseşte o umplutura cu inele Rasching cu caracteristicile urmatoare

dimensiuniLDd=505050 mm suprafaţa specifica ag=95 m2m3

fracţia de goluri εg=079 m3m3

densitatea aparenta ρa=500 Kgm3

Viteza de inecare este

lg [ v i ∙ ag

g ∙ εg3 ∙

ρ v

ρl

(103 ηl )016]=Aminus175( L

G )14 ∙( ρv

ρl)

18

unde vi= viteza de inecare

ag= suprafaţa specifica a umpluturii

εg= fracţia de goluri a umpluturii

ρv= densitatea fazei gazoase( considerata min punctul de bilant 6)

ρl= densitatea fazei lichide( considerata 103 Kgm3)

ηl= viscozitatea fazei lichide( considerata 10-3 Kgms)

A= coeficientul ales in funcţie de natura umpluturii (A=022)

Lrsquo=debitul masic al fazei lichide=GT(8)

Grsquo= debitul masic al fazei gazoase=GT(6)

Din bilanţul in punctul (6) rezulta

DM i(6 ) =(G i

(6 )

M i)

y i=DM i

(6 )

sum DM i( 6)

sum DM i(6 )

unde i= CO2 SO2 N2 Ar O2 H2O

yCO2=0144

y N2=0755

y Ar=00086

yO2=0044

ySO2=000007

y H 2O=0047

M (6 )=sum y i ∙ M i=2973448 kg

Presiunea gazelor se considera 1 atm

V M=V M0 ∙

TT 0

=22 4 ∙TT 0

La intrarea in absorber t i gaze=135

La iesirea din absorber t e gaze=35

tm=135+35

2=85

T=85+273=358 K

ρ v=M ( 6)

V M

=M ( 6)

V M0 ∙

T 0

T=29802

224∙273358

=1014 kgm3

lg [ v i ∙ 95

981∙ 0793 ∙1014

103 ∙ (103 ∙10minus3 )016]=022minus175( 94061543799127 )

14 ∙( 1014

103 )18

lg v i=1 03v i=10 73 m s

Debitul volumetric de gaze

Gv=DM T(6 ) ∙ V m

0 ∙TT 0

=1373607 ∙224 ∙358273

=403488251 m3h

Amin=Gv

v i ∙3600= 403488251

3600∙1073=10445 m3h

Dmin=radic 4 ∙ Amin

π=radic 4 ∙10445

π=364 m

Pentru diametre mai mari de 2 valorile se aleg din 05 icircn 05 m

Deci Dmin=4 m

Aria reala este

Areala=π D2

4=π ∙ 42

4=1257 m2

2 Calculul suprafetei de transfer şi a volumului de umplutură

Coeficientul de difuzie

Dso2minusg=43 ∙ 10minus7

∙T

32

P(V A

13 +V B

13)2 ∙radic 1

M A

+1

M B

[m2 s ]

unde

T- temperatura [K]

p- presiunea p = 1 atm

VA VB-volume molare la punctul normal de fierbere[cm3mol]

Consideram ca A este amestecul gazos din punctul de bilant (6) iar B= SO2

V SO2=44 8 cm3 iquestmol

V Ar=29 8 cm3 mol

V N2=31 2 cm3 iquestmol

V H2

O =18 9 cm3 iquestmol

V CO2=34 4 cm3iquestmol

V O2=25 6 cm3iquest mol

Coeficientul de difuzie se considera pentru amestecul din punctul (6)

V A=sum y isdotV i

V B=V SO2=44 8 cm3 iquestmol

V Ar=0 0086sdot29 8 =0 25628 cm3 mol iquest

V N2=0 755sdot31 2 =23 556 cm3 iquestmol iquest

V H2

O =0 047sdot18 9 =0 8883 cm3 iquestmol iquestiquestV CO2=0 144sdot34 4 =4 9536 cm3 iquestmol iquestiquestiquestV O

2=0 043sdot25 6 =1 1008 cm3 iquestmol iquestiquestiquestiquestV A =30 75498 cm3iquestmol

M A=M (6)=29 73448 kgM B=M SO2

=64 Kg

Dso2minusg=43 ∙10minus7

∙358

32

1(307549813 +448

13 )2

∙radic 12973448

+1

64 [m2 s ]

DSO2minusg=1 4466sdot10minus5 [ m2iquest s ]

Re=Gsdotdgηv

G=GT

(6)

Arealsdot3600 Kg m2 s

Diametrul mediu al granulelor

dg=005m

ηv=ηam=1910-6 Kgms

G= 437991271257 ∙ 3600

=968 kg m2 s

real=G ∙ dgηv

=978 ∙ 005

19 ∙10minus6=2573684

Sc=ηv

ρ v ∙D SO2minusg

= 19∙ 10minus6

1014 ∙ 14466 ∙10minus5=1295

sh=c ∙ real059 ∙ Sc033

unde c=069

Sh=069∙ 2573684059∙ 1295033=300694

Sh=KV ∙ dgDS 04minusg

=iquest K v=Sh ∙ DSO4minusg

dg=300694 ∙14466 ∙ 10minus5

005=0087 m3m2 s

Debitul absorbit de SO2(N)

N=K vsdotSsdotDc

unde Kv= coeficient de transfer de masă

S= suprafata de transfer

Dc= forta motricea procesului de transfer de masă

Dy m=( y1minus y1

iquest )minus( y2minus y2iquest )

ln( y1minus y1

iquest )( y2minus y2

iquest )

unde y1y2= concentraţiile la baza coloanei si la vacircrful coloanei

y=concentratia gazului in echilibru cu x

( yminus yiquest) =diferenta medie logaritmica a diferentei de concentratie

Transferul de masă esteurmat de o reactie chimică ireversibilă si de aceea

( y1

iquestiquest y2iquest =0)

Dy m=( y1minus y2)

lny1

y2

y1= ySO2

(4 )

y2= ySO2

(6 ) =0 00007

DM i(4) =(G i

(4 )

M i)

DM N2

( 4 ) =3049398828

=1089071 kmoli h

DAr( 4 )= 49553

40=12388 kmoli h

DO2

( 4 )=181836432

=56824 kmoli h

DSO2

( 4 ) =1347564

=2105 kmoli h

DCO2

( 4 ) =952343344

=216442 kmoli h

DM T( 4 ) =13768 kmoli h

ySO2

( 4) =DM SO2

( 4 )

DM T(4 ) = 2105

13768=0001529

D y m=( y1minus y2 )

lny1

y2

=(0001529minus000007 )

ln0001529000007

=0000473

Dc=D y m∙ρv

M (6 )=0000473 ∙

10142973448

=1613∙ 10minus5

N=DM S O2

(4 ) minusDM SO2

(6 ) =2105minus105=20 kmoli h

N=K v ∙ S ∙ D c=20 kmoli h

S= NK v ∙ 3600∙ Dc

= 20

0087 ∙3600 ∙ 1613∙ 10minus5=395889 m2

Volumul umpluturii

V u=Sag

=39588995

=4167 m3

Inaltimea umpluturii

H u=V u

Areal

=41671257

=332

Hu se aproximeaza la 35 m

Instalaţiile de desulfurare uscată şi semiuscată sunt utilizate mai rar icircn special pentru centralele mici datorită pericolului intoxicării cu amoniac Principala caracteristică a desulfurării umede este reducerea simultană a SO2 şi producerea de gips şi de asemenea controlul alimentării cu calcar esenţial pentru a icircnvinge fluctuaţiile sulfului conţinut icircn combustibil Gazele de ardere de la electrofiltru sau de la ieşirea din preicircncălzitorul de aer regenerativ sunt introduse icircn scruber prin intermediul a două ventilatoare icircnaintase cacircte unul pe fiecare linie

Icircnainte de primul scruber este instalat un schimbător de căldură gazgaz care răceşte gazul cu conţinut de SO2 icircnainte de intrarea icircn scruber şi icircncălzeşte gazul curat pacircnă la aproximativ 100 degC Gazul din linia a doua este introdus direct icircn cel de-al doilea scruber şi apoi fără a fi reicircncălzit se amestecă cu gazul curat (reicircncălzit la 100 degC) de la primul scruber Astfel rezultă o temperatură a gazelor la coş de circa 80 degC Gipsul produs e subţiat pacircnă la 30 conţinut solid şi ulterior e uscat pacircnă la 15 umiditate icircntr-un filtru cu vacuum Preaplinul concentratorului şi produsul filtrării sunt circulate complet icircn proces Nu se produce apă uzată iar 25 din gipsul rezultat este utilizat icircn industria cimentului

Icircn tabelul ce urmează sunt prezentate schematic principalele procedee comerciale de desulfurare a gazelor de ardere

Epurare prin metoda umedă

Procedeu Tehnică (metodă) Produse secundare

Var calcarCaOCaCO3

Absorbţia SO2 cu var stins (nămol de

var) sau calcar

Nămol de epurare

sau gips

Sodă de rufe

NaOH

Absorbţia SO2 cu o soluţie de sodă

caustică sau de carbonat de sodiu

Apă reziduală sau

soluţie spălat rufe

SoluţieAlcalină

Absorbţia SO2 cu soluţie de Na

rezultată din soluţie alcalină calcică

Nămol sau gips

(CaSO4)

Amoniac -Walther

Absorbţie cu NH3 apoi oxidare icircn

sulfat de amoniu

Icircngrăşămacircnt pe bază de sulfat de amoniu

Oxid de

magneziu

SO2 intră icircn reacţie cu un amestec de

oxid şi hidroxid de magneziu

reciclarea reactivului după

deshidratare şi regenerare

Sulf elementar sau acid sulfuric

Sulfit de sodiu

(wellmanndashlord)

Absorbţia SO2 cu o soluţie de sulfit

de sodiu care este apoi reciclată şi

regenerată

Sulf elementar sau

H2SO4 cantităţi

mici de sulfat de

sodiu

Citrat Absorbţia SO2 cu o soluţie de citrat Sulf elementar

de Na Absorbantul este regenerat şi

produşii secundari transformaţi icircn S2

prin reducţie icircn fază lichidă cu H2S

Carbonat apos Absorbţia SO2 cu o soluţie de

carbonat de sodiu deshidratat prin

pulverizare regenerare + reciclare

Sulf elementar

Uscare prin

pulverizare

Pulverizare şi

uscare

Reacţia unui nămol de absorbţie

pulverizat cu SO2 şi uscare simultană

Deşeuri uscate

Procedeu

uscat

Absorbţie pe

cărbune activ

Absorbţia şi desorbţia SO2 pe cărbune

activ

Sulf elementar

Desulfurarea gazelor de ardere

Sistemele de desulfurare a gazelor de ardere cel mai des utilizate sunt descrise schematic prin diagrame icircn figura 1 Icircn desulfurarea uscată SO2 şi SO3 sunt reţinute prin procese fizice (adsorbţie) sau chimice (absorbţie şi reacţii chimice)

Fig 1 Sisteme de desulfurare a gazelor de ardereIcircn adsorbţia uscată agentul de adsorbţie este dirijat să icircntacirclnească gazele ce

trebuie desulfurate Apoi agentul este reactivat icircn regenerator şi este trimis icircnapoi icircn procesul de adsorbţie Icircn adsorbţia uscată agentul de adsorbţie este pulverizat icircn gazele de ardere

Icircn procedeele semiuscate o suspensie alcalină sau alcalino - pămacircntoasă este adusă icircn contact cu gazele de ardere de desulfurat Icircn gazele de ardere fierbinţi se formează un produs uscat de reacţie care este colectat apoi icircn filtrele de particule

Desulfurarea umedă a gazelor de ardere are loc icircn turnuri de injecţie numite scrubere Icircn acest caz o soluţie sau suspensie alcalină sau alcalino-pamacircntoasa este dispersată icircn gazul de desulfurat sau este adusă icircntr-un contact omogen cu acesta astfel icircncacirct oxizii de sulf sunt icircndepărtaţi prin absorbţie Spălarea gazului cu apă este posibilă dar tendinţa gazelor de a se dizolva icircn apă este relativ redusă [4]

O metodă de desulfurare uscată a gazelor de ardere bazată pe adsorbţie fizică utilizează aditivi solizi Pe acest principiu se bazează icircndepărtarea combinată a oxizilor de sulf şi de azot cu cocs activ O altă posibilitate icircn special pentru instalaţii mici şi mijlocii (icircntre 50 - 100 MW) este absorbţia chimică a SO2 de către aditivi uscaţi activi din punct de vedere chimic Adăugarea de aditivi uscaţi pulverizaţi pe bază de calciu sau magneziu pentru reducerea emisiilor de componente acide ale gazelor (SO2 dar şi HCI şi HF) este cunoscută de mult timp şi reprezintă de cacirctva timp un procedeu obişnuit aplicat icircn numeroase focare Aditivii pot fi injectaţi icircn diferite puncte ale arderii sau icircn diferite puncte ale traseului gazelor de ardere

Procesele icircn care aditivul este adăugat icircntre generatorul de abur şi filtrul de particule este cel mai des icircntacirclnit icircntrucacirct este icircnsoţit de modificări minimale ale instalaţiei existente (camera de ardere construcţia cazanului) Icircn unele cazuri aditivul este introdus la sfacircrşitul traseului gazelor de ardere respectiv icircntre filtrul de particule şi coş icircn acest caz sunt necesare filtre de particule suplimentare

Icircn cazul arderii cărbunelui brun şi la arderea icircn strat fluidizat s-au obţinut rezultate bune prin dozarea aditivului icircn combustibil Figura 3 arată gradul de absorbţie a SO2 corespunzător diferiţilor aditivi uscaţi icircn funcţie de temperatură La temperaturi ridicate aditivii pe bază de magneziu se caracterizează prin grade mai reduse de absorbţie şi intervale active de temperatură mai icircnguste

Fig 3 Dependenţa de temperatură a absorbţiei de SO2 pentru diferiţi aditivi uscaţi

De asemenea eficienţa absorbţiei de SO2 cu ajutorul aditivilor uscaţi depinde şi de alţi factori precum timpul de rezidenţă gradul de amestecare a aditivului cu gazele de ardere de dimensiunile particulelor şi de porozitate Etapele reacţiei de calcinare hidratare şi absorbţie de SO2 a dolomitei sunt prezentate icircn figura 4

Fig 4 Etapele reacţiei de calcinare hidratare şi sulfatare a dolomitei

Icircn cazul metodelor uscate nu se produc ape reziduale Utilizarea produselor solide rezultate depinde de compoziţia lor chimică şi de modul de reţinere al acestora

Procesele semiuscate s-au dezvoltat pe baza faptului că absorbţia SO2 pe particulele de calcar poate fi icircmbunătăţită prin umidificarea acestora Icircn aceste procese agentul de absorbţie icircn general o suspensie de var sau de carbonat de sodiu ori o leşie de sodă caustică este pulverizată icircn gazele de ardere fierbinţi dispersate extrem de facircn Icircn urma acestui proces apa din absorbant vaporizează şi SO2 reacţionează cu agentul de absorbţie

Procesul de vaporizare durează pacircnă cacircnd produşii de reacţie iau forma unei pulberi uscate Aceasta poate fi icircndepărtată apoi din gazele de ardere cu ajutorul unei instalaţii clasice de desprăfuire (electrofiltru sau filtru sac)

Icircn figura 5 este prezentat procesul de desulfurare a gazelor de ardere prin acest procedeu Produsul final este alcătuit din gips la care se adăugă sulfit şi oxid de calciu De aceea cacircteodată se realizează o tratare termică ulterioară icircn scopul

majorării conţinutului de gips Produsele de reacţie cu un conţinut ridicat de gips pot fi utilizate icircn industria betoanelor şi a materialelor de construcţii Altfel reziduurile pot fi folosite icircn acelaşi mod ca cele rezultate icircn urma proceselor uscate de desulfurare

Principalul avantaj al procedeului de absorbţie prin pulverizare este acela că apa necesară vaporizează nerezultacircnd ape reziduale Icircn general gazele de ardere nu trebuie reicircncălzite din nou Icircn comparaţie cu procedeul uscat prin cel semiuscat se ating grade superioare de absorbţie a SO2 sbquo cu un exces mai redus de aditiv Totuşi cheltuielile de investiţie sunt mai ridicate

Desulfurarea umedă

Procesele de absorbţie umedă pot utiliza diverşi absorbanţi alcalini alcalinopamacircntosi sau alţi absorbanţi Solubilitatea icircn apă a absorbanţilor alcalini este mult mai mare decacirct a celor alcalino-pamacircntosi Icircn grupul de procese utilizacircnd alţi absorbanţi lichidul de spălare este icircn principal o soluţie acidă Factorul comun pentru toate aceste procese este utilizarea instalaţiilor icircn care se realizează contactul icircntre gaz şi lichid Aceste instalaţii creează o suprafaţă mare de contact realizacircnd transferul de masă al SO2 către fază lichidă Icircn cele ce urmează este prezentat procesul de desulfurare cu oxid de calciu

Dezvoltarea procedeelor de desulfurare umedă a gazelor de ardere de la centralele electrice pe bază de CaO a icircnceput icircn SUA icircn cadrul preocupărilor pentru eliminarea simultană a particulelor şi a dioxidului de sulf printr-o metodă

umedă Astfel scruberele Venturi de desprăfuire umedă au icircnceput să fie utilizate şi la desulfurarea gazelor de ardere Aceasta a condus icircn multe cazuri la reacţii icircntre particulele de cenuşă şi oxidul de calciu sau calcarul utilizat avacircnd drept consecinţa icircnfundarea scruberelor a conductelor şi a pompelor De aceea electrofiltrul era situat icircnaintea scruberului de tip Venturi Numai icircn acest mod se obţine un gips pur care poate fi revalorificat

Scruberele Venturi nu au fost icircn general acceptate deoarece realizau pierderi mari de presiune respectiv consum ridicat de energie Icircntre timp au fost dezvoltate alte tipuri de scrubare precum turnuri de spălare cu tub Venturi integrat sau alte componente Turnurile alcătuite din componente simple pentru minimizarea pierderilor s-au dovedit a fi soluţia cea mai bună (figura 6)

Fig 6 Turn de absorbţie prin pulverizare pentru desulfurarea umedă a gazelor

Astfel turnurile de spălare de construcţie mai nouă nu conţin decacirct cacircteva nivele spaţioase de pulverizare şi separatoare de picături instalate orizontal

Aceasta a condus la minimizarea pierderilor de presiune Un turn de spălare este alcătuit din trei părţi principale

zona inferioară de drenaj zona de contact gaz lichid zona de gaze de ardere curate

Icircn zona de drenaj suspensia rezultată din spălare este colectată amestecată ventilată şi icircmbogăţită cu absorbant proaspăt Volumul acestei zone este determinat icircn principal de viteză de dizolvare a absorbantului precum şi de cantitatea de SO2 ce trebuie icircnlăturată

Icircn zona mijlocie a scruberului zona de contact gaz lichid gazele sunt aduse icircn contact cu suspensia de spălare icircn contracurent şi astfel sunt spălate Lichidul de spălare este distribuit uniform pe mai multe nivele de pulverizare Astfel se creează un spaţiu de amestec omogen gaz lichid icircn care are loc transferul de masă de la gazele de ardere la lichidul de spălare

Icircn partea superioară a scruberului (zona de gaze de ardere curate) gazele de ardere trec printr-un separator de picături icircn care se reţin picăturile fine de lichid pe care le-au antrenat Pentru curăţare separatorul de picături este spălat cu apă de sus icircn jos icircntr-o anumită succesiune a sectoarelor acestuia cu ajutorul unor pulverizatoare

Figura 7 prezintă schema unei instalaţii moderne de desulfurare a gazelor de ardere cu oxidare integrată folosind calcar drept absorbant Astfel de instalaţii sunt icircn funcţiune icircn centralele noi din Germania Gazele care trebuie curăţate sunt răcite icircn schimbătorul regenerativ de căldură gaze-gaze şi trec prin turnul de spălare icircn contracurent faţă de absorbant Pentru a se evită suprasaturarea cu vapori de apă gazele curate sunt reicircncălzite icircn schimbătorul de căldură pacircnă la aproximativ 90 0C Eficienţa scruberului este de circa 92divide98 sbquo astfel icircncacirct se poate respecta fără vreo dificultate nu numai norma de 400 mg SO2m3sbquo dar şi alte cerinţe mai restrictive privind emisiile de SO2 Lichidul de spălare are o evoluţie ciclică Calcarul măcinat fin este preluat din siloz şi preparat cu apă (apă reziduală) rezultacircnd o suspensie care alimentează continuu zona inferioară a scruberului Pe de altă parte suspensia de gips este evacuată din scruber Separarea cristalelor mai mari de gips micşorarea lor ulterioară şi procesarea acestora se face icircntr-un hidrociclon Particulele fine de ghips care nu pot fi deshidratate atacirct de bine sunt trimise icircnapoi icircn ciclul absorbantului sub formă de cristale de sămacircnţă

Apa reziduală evacuată din ciclu trebuie tratată datorită conţinutului său ridicat de ioni şi de metale Unul dintre parametrii cei mai critici care determină cantitatea de apă uzată este conţinutul de cloride din gazul de evacuare şi apă de

proces deoarece concentraţia de cloride afectează nivelul de coroziune şi calitatea gipsului Odată ce caracteristicile apei uzate sunt bine determinate poate fi proiectat un sistem de tratare a apei uzate Icircn general este suficient un tratament fizico-chimic standard pentru a satisface cerinţele de protecţiei a mediului

Fig 7 Schema unei instalaţii de desulfurare a gazelor cu oxidare integrată

Gipsul rezultat ca produs secundar este folosit icircn industria materialelor de construcţii Gradul de calitate al gipsului este un factor important pentru proiectarea sistemului

Gipsul pentru pereţi trebuie să fie de o calitate ridicată o puritate icircnalta umezeală scăzută un conţinut foarte mic de compuşi sulfiţi neoxidaţi şi de substanţe dizolvate

Gipsul pentru ciment este tot un gips de calitate ridicată totuşi de o puritate mai scăzută decacirct icircn cazul anterior Conţinutul de umezeală trebuie să fie scăzut şi la fel trebuie să fie conţinutul de compuşi sulfiţi neoxidaţi şi de substanţe dizolvate

Icircn general gipsul este uscat de abur acesta fiind apoi trecut printr-o maşină de brichetat şi apoi depozitat icircn saci sau silozuri Gipsul recuperat prin oxidare icircntr-o singură buclă are o puritate mai redusă şi o umezeală mai mare comparativ cu cel obţinut prin oxidarea icircn două bucle

Aplicatie- purificarea gazelor de ardere pe baza de carbune

Sa se calculeze o instalatie de purificare a gazelor de ardere de la o central termica pe baza de carbune

In central se arde o cantitate de carbune de 30-05n th carbune care contine 25-001n S si 3+002n cenusa

Excesul de aer pentru ardere este de 25+02n Instalatia se bazeaza pe absorbtia SO2 in suspensie de Ca(OH)2 iar randamentul este de 95

n = 5

Bilant in punctul 1

Debitul de alimentare

30minus05 ∙5=275 t h=27500 kg h

Procentul de Sulf

25minus001∙ 5=245

Procentul de cenusa

3+002 ∙ 5=31

Excesul de aer

25+02 ∙ n=26 exces aer

Procentul de carbune

100minus( S+ cenusa )=100minus (245+31 )=9445 C

Debitul de Sulf

GS(1 )= S

100∙GT=

245100

∙ 27500=67375 kgh

Debitul de cenusa

Gcenusa(1 ) =cenusa

100∙GT=

31100

∙ 27500=8525 kg h

Debitul de carbon

GC(1 )=C

100∙GT=

9445100

∙27500=2597375 kgh

Se calculeaza cantitatea de oxigen necesara arderii carbunelui

C+O2rarr CO2

12 kg C 32 kg O2 44 kg CO2

GC x y

x=GC ∙ 32

12=2597375∙ 32

12=6926133 kg h

GCO2

(1 ) = y=GC ∙ 44

12=2597375 ∙44

12=9523433 kgh

Se calculeaza cantitatea necesara arderii sulfului

S+O2 rarr SO2

32 kg C 32 kg O2 64 kg SO2

GS xrsquo yrsquo

x =GS ∙ 32

32=67375 ∙ 32

32=67375 kgh

GSO2

(1 ) = y=GC ∙ 44

32=67375∙ 64

32=13475 kgh

Bilant in punctul 2

Debitul aerului de combustie

Compozitie aer

N2=791 O2=20 Ar=09

M am=sum y i ∙ M i=791100

∙ 28+ 20100

∙ 32+ 09100

∙ 40=28908

C i(2)=

molar ∙ M i

M am

CN 2

(2) =791 ∙2828908

=76615

CO2

(2)= 20 ∙ 3228908

=2214

C Ar(2) =09 ∙40

28908=1245

GO2=x+x =6926333+67375=6993708 kg h

Gaer(2 ) =GN 2

(2 )+GO2

(2 )+GAr(2 )

GO2

(2 )=GO2∙100+exces aer

100=6993708 ∙

100+26100

=8812072kgh

100 kg aer 76615 kg N2 22140 kg O2 1245 kg Ar

Gaer(2 ) GN2

(2 ) GO2

(2 ) GAr(2 )

Gaer(2 ) =

GO 2

(2) ∙ 100

2214=8812072∙ 100

2214=3980159

GN2

(2 )=GO2

(2 ) ∙ 76615

2214=8812072 ∙76615

2214=30493988

GAr(2 )=

GO2

(2 ) ∙1245

2214=8812072 ∙ 1245

2214=49553

Bilant in punctul 3

C+O2rarr CO2

GCO2

(3 ) =GCO2

(1 ) =9523433 kg h

S+O2 rarr SO2

GSO2

(3 ) =GSO2

(1) =13475 kg h

Se considera ca in faza de combustie eficienta indepartarii cenusei din gaze este 90

Gcenusa(3 ) =01 ∙ Gcenusa

(1) =01 ∙8525=8525 kg h

GN2

(3 )=GN2

( 2)=30493988 kgh

GAr(3 )=G Ar

(2) =49553 kgh

GO2

(3 )=GO2

(2)minus( x+x )=8812072minus (6926333+67375 )=1818364 kg h

GT(3 )=GN2

(3 ) +GAr(3 ) +GO2

(3 )+GCO2

(3 ) +G SO2

(3) =30493988+49553+1818364+9523708+13475=4246634 kgh

Bilant in punctul 7

Gcenusa(7 ) =09 ∙ Gcenusa

(1 ) =09 ∙8525=76725 kgh

Bilant in punctul 4

Eficienta desprafuirii este de 90

Gcenusa( 4) =01 ∙ Gcenusa

(3 ) =01 ∙8525=8525 kg h

GN2

( 4)=GN2

( 3)=30493988 kgh

GAr( 4)=G Ar

(3) =49553 kgh

GO2

( 4)=GO2

(3)=1818364 kg h

GCO2

( 4) =GCO2

(3 ) =9523433 kg h

GSO2

( 4) =GSO2

(3 ) =13475 kg h

GT( 4)=GN2

(4 )+GAr( 4 )+GO 2

(4 )+GCO2

(4 ) +GSO2

( 4) =30493988+49553+1818364+9523708+13475=4246634 kg h

Bilant in punctul 5

Gcenusa(5 ) =09 ∙ Gcenusa

(3 ) =09 ∙8525=76725 kgh

Bilant in punctul 6

Se considera arbitrar ca numai 10 Ca(OH)2 reactioneaza cu CO2 si 90 din Ca(OH)2 reactioneaza cu SO2

Ca(OH )2+SO2+H 2O+O2rarr CaSO4 ∙2 H 2O

74 kg Ca(OH)2 64 kg SO2 16 kg O2 18 kg H2O 172 kg CaSO42H2O

a GSO2 react b c d

η|iquest|=95 iquest

GSO2 react=GSO2

(1) ∙η|iquest|∙

1100

=13475 ∙95

100=1280125kg hiquest

a=1280125∙ 7464

=148014 kg hCa(OH )2

b=1280125 ∙ 1664

=32003 kg h O2

c=1280125 ∙1864

=36003 kgh H 2 O

d=1280125 ∙ 17264

=3440325 kgh CaSO4 ∙2 H 2O

Ca(OH )2+CO2rarr CaCO3+H 2O

74 kg Ca(OH)2 44 kg CO2 100 kg CaCO3 18 kg H2O

19

GCa (OH )2 u w z

19

GCa(OH )2=148014

9=16446 kg hCa(OH )2

u=16446 ∙4474

=9779 kg hCO2

w=16446 ∙10074

=22224 kg hCaCO3

z=16446 ∙1874

=4001 kg h H 2 O

GN2

(6 )=GN2

( 4 )=30493988 kgh

GAr(6 )=G Ar

(4 )=49553 kgh

GSO2

(6 ) =GSO2

(4 ) minusG SO2 react=13475minus1280125=67375 kg h

GCO2

(6 ) =GCO2

( 4) minusGCO2(u )=9523433minus9779=9513654 kg h

GO2

(6 )=GO2

(4 )minusGO2(b )=1818364minus32003=1786361 kg h

Se considera ca la iesirea din absorber gazele au temperatura de 35⁰C iar

faza lichida are 35⁰C si presiune atmosferica

PH 2O(35 )=00573 atm

Fractii molare

y H 2O=00573

y gazeuscate=09427

Debitul molar de gaze uscate in punctul 6

DM(6 )=DCO2

( 6) +DSO2

(6 ) +DO2

( 6)+DAr( 6) +DN2

(6)

DCO2

(6 ) =GCO2

(6 )

44=9513654

44=216219 kmoli h

DSO2

(6 ) =G SO2

( 6)

64=67375

64=105 kmoli h

DO2

(6 )=GO2

( 6)

32=1786361

32=55824 kmoli h

DN2

(6 )=GN 2

(6 )

28=30493988

28=1089071 kmoli h

DAr(6 )=

GAr( 6)

40=49553

40=12388 kmoli h

DM(6 )=DCO2

( 6) +DSO2

(6 ) +DO2

( 6)+DAr( 6) +DN2

(6) =216219+105+55824+1089071+12388=1373607 kmoli h

1 kmoli gaze 00573 kmoli H2O 09427 kmoli gaze uscate

DH 2O(6 ) DM

(6 )

DH 2O(6 ) =00573∙1373607

09427=83492kmoli h

GH2 O(6 ) =18 ∙ DH 2 O

( 6) =18 ∙83492=1502856 kg h

GT(6 )=GAr

( 6) +G SO2

( 6) +GCO2

(6 ) +GO2

(6 )+GN2

(6 ) +GH 2 O(6 ) =49553+67375+9513654+1786361+30493988+1502856=43799127 kg h

Bilant in punctul 18

Debitul de var hidratat introdus in prepararea laptelui de varConsideram ca varul hidratat contine

a) Umiditate - 5b) Impuritati solide insolubile - 5c) Ca(OH)2 - 90

GCa(OH )2=a=148014 kg h(calculat la punctul 6)

100 kg var hidratat 90 kg Ca (OH)2

GCa(OH )2 GCa(OH )2

=148014 kg h

GCa(OH )2

(18 ) =100 ∙ 14801490

=16446 kgh

Debitul total de gaz

GT(18 )=

GCa (OH )2∙100

90=

16446 ∙ 10090

=182733 kgh

Din debitul total de gaz vom calcula apa si impuritatileGH2 O

(18 ) =005 ∙GT(18)=005 ∙ 182733=9137 kg h

Gimp(18 )=005 ∙ GT

(18)=005∙ 182733=9137 kg h

Bilant in punctul 8

Consideram ca in punctul 8 suspensia contine 2 solid si 98 apa

Ca (OH )2+H 2O+SO2+12

O2rarr Ca SO4 ∙2 H 2 O

74 kg Ca(OH)2 64 kg SO2 16 kg O2 18 kg H2O 172 kg CaSO42H2O

a GSO2 react b c d

74 kg Ca(OH)2 44 kg CO2 100 kg CaCO3 18 kg H2O

19

GCa (OH )2 u w z

Gsolide( 8) =d+w+Gcenusa

(4 ) +Gimp(18)=3440325+22224+8525+9137=376246 kg h

Rata de iesire (formare) este 51Gmat solide

( 8) =Gsolide(8 ) ∙ 5=376246 ∙ 5=188123 kg h

GT( 8)=

Gmat solide

002=188123

002=940615 kg h

GH2 O( 8) =GT

(8 )minusGmat solide(8 ) =940615minus188123=9218027

kgh

Bilant in punctul 9

GT( 9)=08 ∙ GT

(8 )=08 ∙ 940615=752492 kg h

Gsolide( 9) =08 ∙G solide

(8 ) =08∙ 376246=300997 kg h

GH2 O( 9) =GT

(9 )minusGsolide(9 ) =752492minus300997=74948203 kg h

Bilant in punctul 12

GT(12 )=02∙ GT

( 8)=02 ∙ 940615=188123 kg h

Gsolide(12 ) =Gsolide

(8 ) =376246 kg h

GH2 O(12 ) =GT

(12)minusG solide(12) =188123minus376246=18436054 kg h

Bilant in punctul 13

Se calculeaza namolul de decantareGsolide

(13 ) =Gsolide(12) =376246 kg h

Umiditatea namolului 85

GT(13 )=

G solide( 13)

015=376246

015=2508307kg h

GH2 O(13 ) =GT

(13 )minusGsolide(13) =2508307minus376246=2132061 kg h

Bilant in punctul 14

Se calculeaza namolul de la filtrare

Gsolide(14 ) =Gsolide

(13 ) =376246 kg h

Umiditatea namolului de la filtrare ndash 40

GT(14 )=

Gsolide(14 )

06=376246

06=627077 kg h

GH2 O(14 ) =GT

(14 )minusGsolide(14 ) =627077minus376246=250831 kg h

Bilant in punctul 15

Se calculeaza limpedele de la decantare

GT(15 )=GH 2 O

(15) =GT(12)minusGT

( 13)=188123minus2508307=16303993 kg h

Bilant in punctul 16

GT(16 )=GH 2 O

(16 ) =GT(13)minusGT

(14)=2508307minus627077=188123 kg h

Bilant in punctul 17

Se calculeaza adaosul de apa

Debit apa care intra este

GH2 Ointrata=GH2 O(17 ) +GH 2O

(18 ) +cH 2 O(8 ) +zH 2 O

(8 )

Debit de apa care iese este

GH2 Ointrata=GH2 O(6 ) +GH 2O

(14 ) +dCaSO4 ∙ H 2 O(8 ) + 36

172

GH2 Ointrata=GH2 Ointrata

GH2 O(17 ) =GH 2 O

(6 ) +GH2 O(14 ) +dCaSO4 ∙ H 2O

(8 ) + 36172

minus(GH 2 O(18) +c H 2O

( 8) + zH 2 O( 8) )=1502856+250831+3440325+ 36

172minus(9137+36003+4001 )=2048599 kgh

Bilant in punctul 20

Se calculeaza laptele de var 20

GCa(OH )2

(20 ) =GCa(OH )2

(18 ) =16446kg h

Gimp(20 )=Gimp

(18 )=9137 kg h

GT(20 )=

GCa(OH )2

(20)

02=16446

02=8223 kg h

GH2 O(20 ) =GT

(20 )minusGimp(20)minusGCa (OH )2

(20) =8223minus9137minus16446=648704 kgh

Bilant in punctul 19

GH2 O(19 ) =GH 2 O

(20 ) minusGH 2 O(18) =648704minus9137=639567 kg h

GT(19 )=GT

(20 )minusGT(18)=8223minus182733=639567 kg h

GH2 O(19 ) =GT

(19 )

Bilant in punctul 21

GH2 O(21 ) =GH 2 O

(15 ) +GH 2 O( 16) +GH 2 O

(17 ) minusGH 2 O(19) =16303993+188123+2048599minus639567=19594255 kg h

Bilant in punctul 11

GT(11 )=GH 2 O

( 20) +GH 2 O(21) =648704+19594255=20242959 kg h

Bilant in punctul 10

GT(10 )=GT

(11 )+GT(9 )=20242959+752492=95492159 kgh

Predimensionarea absorberului

1 Calculul ariei minime a sectiunii coloanei

Consideram ca in coloana se foloseşte o umplutura cu inele Rasching cu caracteristicile urmatoare

dimensiuniLDd=505050 mm suprafaţa specifica ag=95 m2m3

fracţia de goluri εg=079 m3m3

densitatea aparenta ρa=500 Kgm3

Viteza de inecare este

lg [ v i ∙ ag

g ∙ εg3 ∙

ρ v

ρl

(103 ηl )016]=Aminus175( L

G )14 ∙( ρv

ρl)

18

unde vi= viteza de inecare

ag= suprafaţa specifica a umpluturii

εg= fracţia de goluri a umpluturii

ρv= densitatea fazei gazoase( considerata min punctul de bilant 6)

ρl= densitatea fazei lichide( considerata 103 Kgm3)

ηl= viscozitatea fazei lichide( considerata 10-3 Kgms)

A= coeficientul ales in funcţie de natura umpluturii (A=022)

Lrsquo=debitul masic al fazei lichide=GT(8)

Grsquo= debitul masic al fazei gazoase=GT(6)

Din bilanţul in punctul (6) rezulta

DM i(6 ) =(G i

(6 )

M i)

y i=DM i

(6 )

sum DM i( 6)

sum DM i(6 )

unde i= CO2 SO2 N2 Ar O2 H2O

yCO2=0144

y N2=0755

y Ar=00086

yO2=0044

ySO2=000007

y H 2O=0047

M (6 )=sum y i ∙ M i=2973448 kg

Presiunea gazelor se considera 1 atm

V M=V M0 ∙

TT 0

=22 4 ∙TT 0

La intrarea in absorber t i gaze=135

La iesirea din absorber t e gaze=35

tm=135+35

2=85

T=85+273=358 K

ρ v=M ( 6)

V M

=M ( 6)

V M0 ∙

T 0

T=29802

224∙273358

=1014 kgm3

lg [ v i ∙ 95

981∙ 0793 ∙1014

103 ∙ (103 ∙10minus3 )016]=022minus175( 94061543799127 )

14 ∙( 1014

103 )18

lg v i=1 03v i=10 73 m s

Debitul volumetric de gaze

Gv=DM T(6 ) ∙ V m

0 ∙TT 0

=1373607 ∙224 ∙358273

=403488251 m3h

Amin=Gv

v i ∙3600= 403488251

3600∙1073=10445 m3h

Dmin=radic 4 ∙ Amin

π=radic 4 ∙10445

π=364 m

Pentru diametre mai mari de 2 valorile se aleg din 05 icircn 05 m

Deci Dmin=4 m

Aria reala este

Areala=π D2

4=π ∙ 42

4=1257 m2

2 Calculul suprafetei de transfer şi a volumului de umplutură

Coeficientul de difuzie

Dso2minusg=43 ∙ 10minus7

∙T

32

P(V A

13 +V B

13)2 ∙radic 1

M A

+1

M B

[m2 s ]

unde

T- temperatura [K]

p- presiunea p = 1 atm

VA VB-volume molare la punctul normal de fierbere[cm3mol]

Consideram ca A este amestecul gazos din punctul de bilant (6) iar B= SO2

V SO2=44 8 cm3 iquestmol

V Ar=29 8 cm3 mol

V N2=31 2 cm3 iquestmol

V H2

O =18 9 cm3 iquestmol

V CO2=34 4 cm3iquestmol

V O2=25 6 cm3iquest mol

Coeficientul de difuzie se considera pentru amestecul din punctul (6)

V A=sum y isdotV i

V B=V SO2=44 8 cm3 iquestmol

V Ar=0 0086sdot29 8 =0 25628 cm3 mol iquest

V N2=0 755sdot31 2 =23 556 cm3 iquestmol iquest

V H2

O =0 047sdot18 9 =0 8883 cm3 iquestmol iquestiquestV CO2=0 144sdot34 4 =4 9536 cm3 iquestmol iquestiquestiquestV O

2=0 043sdot25 6 =1 1008 cm3 iquestmol iquestiquestiquestiquestV A =30 75498 cm3iquestmol

M A=M (6)=29 73448 kgM B=M SO2

=64 Kg

Dso2minusg=43 ∙10minus7

∙358

32

1(307549813 +448

13 )2

∙radic 12973448

+1

64 [m2 s ]

DSO2minusg=1 4466sdot10minus5 [ m2iquest s ]

Re=Gsdotdgηv

G=GT

(6)

Arealsdot3600 Kg m2 s

Diametrul mediu al granulelor

dg=005m

ηv=ηam=1910-6 Kgms

G= 437991271257 ∙ 3600

=968 kg m2 s

real=G ∙ dgηv

=978 ∙ 005

19 ∙10minus6=2573684

Sc=ηv

ρ v ∙D SO2minusg

= 19∙ 10minus6

1014 ∙ 14466 ∙10minus5=1295

sh=c ∙ real059 ∙ Sc033

unde c=069

Sh=069∙ 2573684059∙ 1295033=300694

Sh=KV ∙ dgDS 04minusg

=iquest K v=Sh ∙ DSO4minusg

dg=300694 ∙14466 ∙ 10minus5

005=0087 m3m2 s

Debitul absorbit de SO2(N)

N=K vsdotSsdotDc

unde Kv= coeficient de transfer de masă

S= suprafata de transfer

Dc= forta motricea procesului de transfer de masă

Dy m=( y1minus y1

iquest )minus( y2minus y2iquest )

ln( y1minus y1

iquest )( y2minus y2

iquest )

unde y1y2= concentraţiile la baza coloanei si la vacircrful coloanei

y=concentratia gazului in echilibru cu x

( yminus yiquest) =diferenta medie logaritmica a diferentei de concentratie

Transferul de masă esteurmat de o reactie chimică ireversibilă si de aceea

( y1

iquestiquest y2iquest =0)

Dy m=( y1minus y2)

lny1

y2

y1= ySO2

(4 )

y2= ySO2

(6 ) =0 00007

DM i(4) =(G i

(4 )

M i)

DM N2

( 4 ) =3049398828

=1089071 kmoli h

DAr( 4 )= 49553

40=12388 kmoli h

DO2

( 4 )=181836432

=56824 kmoli h

DSO2

( 4 ) =1347564

=2105 kmoli h

DCO2

( 4 ) =952343344

=216442 kmoli h

DM T( 4 ) =13768 kmoli h

ySO2

( 4) =DM SO2

( 4 )

DM T(4 ) = 2105

13768=0001529

D y m=( y1minus y2 )

lny1

y2

=(0001529minus000007 )

ln0001529000007

=0000473

Dc=D y m∙ρv

M (6 )=0000473 ∙

10142973448

=1613∙ 10minus5

N=DM S O2

(4 ) minusDM SO2

(6 ) =2105minus105=20 kmoli h

N=K v ∙ S ∙ D c=20 kmoli h

S= NK v ∙ 3600∙ Dc

= 20

0087 ∙3600 ∙ 1613∙ 10minus5=395889 m2

Volumul umpluturii

V u=Sag

=39588995

=4167 m3

Inaltimea umpluturii

H u=V u

Areal

=41671257

=332

Hu se aproximeaza la 35 m

de Na Absorbantul este regenerat şi

produşii secundari transformaţi icircn S2

prin reducţie icircn fază lichidă cu H2S

Carbonat apos Absorbţia SO2 cu o soluţie de

carbonat de sodiu deshidratat prin

pulverizare regenerare + reciclare

Sulf elementar

Uscare prin

pulverizare

Pulverizare şi

uscare

Reacţia unui nămol de absorbţie

pulverizat cu SO2 şi uscare simultană

Deşeuri uscate

Procedeu

uscat

Absorbţie pe

cărbune activ

Absorbţia şi desorbţia SO2 pe cărbune

activ

Sulf elementar

Desulfurarea gazelor de ardere

Sistemele de desulfurare a gazelor de ardere cel mai des utilizate sunt descrise schematic prin diagrame icircn figura 1 Icircn desulfurarea uscată SO2 şi SO3 sunt reţinute prin procese fizice (adsorbţie) sau chimice (absorbţie şi reacţii chimice)

Fig 1 Sisteme de desulfurare a gazelor de ardereIcircn adsorbţia uscată agentul de adsorbţie este dirijat să icircntacirclnească gazele ce

trebuie desulfurate Apoi agentul este reactivat icircn regenerator şi este trimis icircnapoi icircn procesul de adsorbţie Icircn adsorbţia uscată agentul de adsorbţie este pulverizat icircn gazele de ardere

Icircn procedeele semiuscate o suspensie alcalină sau alcalino - pămacircntoasă este adusă icircn contact cu gazele de ardere de desulfurat Icircn gazele de ardere fierbinţi se formează un produs uscat de reacţie care este colectat apoi icircn filtrele de particule

Desulfurarea umedă a gazelor de ardere are loc icircn turnuri de injecţie numite scrubere Icircn acest caz o soluţie sau suspensie alcalină sau alcalino-pamacircntoasa este dispersată icircn gazul de desulfurat sau este adusă icircntr-un contact omogen cu acesta astfel icircncacirct oxizii de sulf sunt icircndepărtaţi prin absorbţie Spălarea gazului cu apă este posibilă dar tendinţa gazelor de a se dizolva icircn apă este relativ redusă [4]

O metodă de desulfurare uscată a gazelor de ardere bazată pe adsorbţie fizică utilizează aditivi solizi Pe acest principiu se bazează icircndepărtarea combinată a oxizilor de sulf şi de azot cu cocs activ O altă posibilitate icircn special pentru instalaţii mici şi mijlocii (icircntre 50 - 100 MW) este absorbţia chimică a SO2 de către aditivi uscaţi activi din punct de vedere chimic Adăugarea de aditivi uscaţi pulverizaţi pe bază de calciu sau magneziu pentru reducerea emisiilor de componente acide ale gazelor (SO2 dar şi HCI şi HF) este cunoscută de mult timp şi reprezintă de cacirctva timp un procedeu obişnuit aplicat icircn numeroase focare Aditivii pot fi injectaţi icircn diferite puncte ale arderii sau icircn diferite puncte ale traseului gazelor de ardere

Procesele icircn care aditivul este adăugat icircntre generatorul de abur şi filtrul de particule este cel mai des icircntacirclnit icircntrucacirct este icircnsoţit de modificări minimale ale instalaţiei existente (camera de ardere construcţia cazanului) Icircn unele cazuri aditivul este introdus la sfacircrşitul traseului gazelor de ardere respectiv icircntre filtrul de particule şi coş icircn acest caz sunt necesare filtre de particule suplimentare

Icircn cazul arderii cărbunelui brun şi la arderea icircn strat fluidizat s-au obţinut rezultate bune prin dozarea aditivului icircn combustibil Figura 3 arată gradul de absorbţie a SO2 corespunzător diferiţilor aditivi uscaţi icircn funcţie de temperatură La temperaturi ridicate aditivii pe bază de magneziu se caracterizează prin grade mai reduse de absorbţie şi intervale active de temperatură mai icircnguste

Fig 3 Dependenţa de temperatură a absorbţiei de SO2 pentru diferiţi aditivi uscaţi

De asemenea eficienţa absorbţiei de SO2 cu ajutorul aditivilor uscaţi depinde şi de alţi factori precum timpul de rezidenţă gradul de amestecare a aditivului cu gazele de ardere de dimensiunile particulelor şi de porozitate Etapele reacţiei de calcinare hidratare şi absorbţie de SO2 a dolomitei sunt prezentate icircn figura 4

Fig 4 Etapele reacţiei de calcinare hidratare şi sulfatare a dolomitei

Icircn cazul metodelor uscate nu se produc ape reziduale Utilizarea produselor solide rezultate depinde de compoziţia lor chimică şi de modul de reţinere al acestora

Procesele semiuscate s-au dezvoltat pe baza faptului că absorbţia SO2 pe particulele de calcar poate fi icircmbunătăţită prin umidificarea acestora Icircn aceste procese agentul de absorbţie icircn general o suspensie de var sau de carbonat de sodiu ori o leşie de sodă caustică este pulverizată icircn gazele de ardere fierbinţi dispersate extrem de facircn Icircn urma acestui proces apa din absorbant vaporizează şi SO2 reacţionează cu agentul de absorbţie

Procesul de vaporizare durează pacircnă cacircnd produşii de reacţie iau forma unei pulberi uscate Aceasta poate fi icircndepărtată apoi din gazele de ardere cu ajutorul unei instalaţii clasice de desprăfuire (electrofiltru sau filtru sac)

Icircn figura 5 este prezentat procesul de desulfurare a gazelor de ardere prin acest procedeu Produsul final este alcătuit din gips la care se adăugă sulfit şi oxid de calciu De aceea cacircteodată se realizează o tratare termică ulterioară icircn scopul

majorării conţinutului de gips Produsele de reacţie cu un conţinut ridicat de gips pot fi utilizate icircn industria betoanelor şi a materialelor de construcţii Altfel reziduurile pot fi folosite icircn acelaşi mod ca cele rezultate icircn urma proceselor uscate de desulfurare

Principalul avantaj al procedeului de absorbţie prin pulverizare este acela că apa necesară vaporizează nerezultacircnd ape reziduale Icircn general gazele de ardere nu trebuie reicircncălzite din nou Icircn comparaţie cu procedeul uscat prin cel semiuscat se ating grade superioare de absorbţie a SO2 sbquo cu un exces mai redus de aditiv Totuşi cheltuielile de investiţie sunt mai ridicate

Desulfurarea umedă

Procesele de absorbţie umedă pot utiliza diverşi absorbanţi alcalini alcalinopamacircntosi sau alţi absorbanţi Solubilitatea icircn apă a absorbanţilor alcalini este mult mai mare decacirct a celor alcalino-pamacircntosi Icircn grupul de procese utilizacircnd alţi absorbanţi lichidul de spălare este icircn principal o soluţie acidă Factorul comun pentru toate aceste procese este utilizarea instalaţiilor icircn care se realizează contactul icircntre gaz şi lichid Aceste instalaţii creează o suprafaţă mare de contact realizacircnd transferul de masă al SO2 către fază lichidă Icircn cele ce urmează este prezentat procesul de desulfurare cu oxid de calciu

Dezvoltarea procedeelor de desulfurare umedă a gazelor de ardere de la centralele electrice pe bază de CaO a icircnceput icircn SUA icircn cadrul preocupărilor pentru eliminarea simultană a particulelor şi a dioxidului de sulf printr-o metodă

umedă Astfel scruberele Venturi de desprăfuire umedă au icircnceput să fie utilizate şi la desulfurarea gazelor de ardere Aceasta a condus icircn multe cazuri la reacţii icircntre particulele de cenuşă şi oxidul de calciu sau calcarul utilizat avacircnd drept consecinţa icircnfundarea scruberelor a conductelor şi a pompelor De aceea electrofiltrul era situat icircnaintea scruberului de tip Venturi Numai icircn acest mod se obţine un gips pur care poate fi revalorificat

Scruberele Venturi nu au fost icircn general acceptate deoarece realizau pierderi mari de presiune respectiv consum ridicat de energie Icircntre timp au fost dezvoltate alte tipuri de scrubare precum turnuri de spălare cu tub Venturi integrat sau alte componente Turnurile alcătuite din componente simple pentru minimizarea pierderilor s-au dovedit a fi soluţia cea mai bună (figura 6)

Fig 6 Turn de absorbţie prin pulverizare pentru desulfurarea umedă a gazelor

Astfel turnurile de spălare de construcţie mai nouă nu conţin decacirct cacircteva nivele spaţioase de pulverizare şi separatoare de picături instalate orizontal

Aceasta a condus la minimizarea pierderilor de presiune Un turn de spălare este alcătuit din trei părţi principale

zona inferioară de drenaj zona de contact gaz lichid zona de gaze de ardere curate

Icircn zona de drenaj suspensia rezultată din spălare este colectată amestecată ventilată şi icircmbogăţită cu absorbant proaspăt Volumul acestei zone este determinat icircn principal de viteză de dizolvare a absorbantului precum şi de cantitatea de SO2 ce trebuie icircnlăturată

Icircn zona mijlocie a scruberului zona de contact gaz lichid gazele sunt aduse icircn contact cu suspensia de spălare icircn contracurent şi astfel sunt spălate Lichidul de spălare este distribuit uniform pe mai multe nivele de pulverizare Astfel se creează un spaţiu de amestec omogen gaz lichid icircn care are loc transferul de masă de la gazele de ardere la lichidul de spălare

Icircn partea superioară a scruberului (zona de gaze de ardere curate) gazele de ardere trec printr-un separator de picături icircn care se reţin picăturile fine de lichid pe care le-au antrenat Pentru curăţare separatorul de picături este spălat cu apă de sus icircn jos icircntr-o anumită succesiune a sectoarelor acestuia cu ajutorul unor pulverizatoare

Figura 7 prezintă schema unei instalaţii moderne de desulfurare a gazelor de ardere cu oxidare integrată folosind calcar drept absorbant Astfel de instalaţii sunt icircn funcţiune icircn centralele noi din Germania Gazele care trebuie curăţate sunt răcite icircn schimbătorul regenerativ de căldură gaze-gaze şi trec prin turnul de spălare icircn contracurent faţă de absorbant Pentru a se evită suprasaturarea cu vapori de apă gazele curate sunt reicircncălzite icircn schimbătorul de căldură pacircnă la aproximativ 90 0C Eficienţa scruberului este de circa 92divide98 sbquo astfel icircncacirct se poate respecta fără vreo dificultate nu numai norma de 400 mg SO2m3sbquo dar şi alte cerinţe mai restrictive privind emisiile de SO2 Lichidul de spălare are o evoluţie ciclică Calcarul măcinat fin este preluat din siloz şi preparat cu apă (apă reziduală) rezultacircnd o suspensie care alimentează continuu zona inferioară a scruberului Pe de altă parte suspensia de gips este evacuată din scruber Separarea cristalelor mai mari de gips micşorarea lor ulterioară şi procesarea acestora se face icircntr-un hidrociclon Particulele fine de ghips care nu pot fi deshidratate atacirct de bine sunt trimise icircnapoi icircn ciclul absorbantului sub formă de cristale de sămacircnţă

Apa reziduală evacuată din ciclu trebuie tratată datorită conţinutului său ridicat de ioni şi de metale Unul dintre parametrii cei mai critici care determină cantitatea de apă uzată este conţinutul de cloride din gazul de evacuare şi apă de

proces deoarece concentraţia de cloride afectează nivelul de coroziune şi calitatea gipsului Odată ce caracteristicile apei uzate sunt bine determinate poate fi proiectat un sistem de tratare a apei uzate Icircn general este suficient un tratament fizico-chimic standard pentru a satisface cerinţele de protecţiei a mediului

Fig 7 Schema unei instalaţii de desulfurare a gazelor cu oxidare integrată

Gipsul rezultat ca produs secundar este folosit icircn industria materialelor de construcţii Gradul de calitate al gipsului este un factor important pentru proiectarea sistemului

Gipsul pentru pereţi trebuie să fie de o calitate ridicată o puritate icircnalta umezeală scăzută un conţinut foarte mic de compuşi sulfiţi neoxidaţi şi de substanţe dizolvate

Gipsul pentru ciment este tot un gips de calitate ridicată totuşi de o puritate mai scăzută decacirct icircn cazul anterior Conţinutul de umezeală trebuie să fie scăzut şi la fel trebuie să fie conţinutul de compuşi sulfiţi neoxidaţi şi de substanţe dizolvate

Icircn general gipsul este uscat de abur acesta fiind apoi trecut printr-o maşină de brichetat şi apoi depozitat icircn saci sau silozuri Gipsul recuperat prin oxidare icircntr-o singură buclă are o puritate mai redusă şi o umezeală mai mare comparativ cu cel obţinut prin oxidarea icircn două bucle

Aplicatie- purificarea gazelor de ardere pe baza de carbune

Sa se calculeze o instalatie de purificare a gazelor de ardere de la o central termica pe baza de carbune

In central se arde o cantitate de carbune de 30-05n th carbune care contine 25-001n S si 3+002n cenusa

Excesul de aer pentru ardere este de 25+02n Instalatia se bazeaza pe absorbtia SO2 in suspensie de Ca(OH)2 iar randamentul este de 95

n = 5

Bilant in punctul 1

Debitul de alimentare

30minus05 ∙5=275 t h=27500 kg h

Procentul de Sulf

25minus001∙ 5=245

Procentul de cenusa

3+002 ∙ 5=31

Excesul de aer

25+02 ∙ n=26 exces aer

Procentul de carbune

100minus( S+ cenusa )=100minus (245+31 )=9445 C

Debitul de Sulf

GS(1 )= S

100∙GT=

245100

∙ 27500=67375 kgh

Debitul de cenusa

Gcenusa(1 ) =cenusa

100∙GT=

31100

∙ 27500=8525 kg h

Debitul de carbon

GC(1 )=C

100∙GT=

9445100

∙27500=2597375 kgh

Se calculeaza cantitatea de oxigen necesara arderii carbunelui

C+O2rarr CO2

12 kg C 32 kg O2 44 kg CO2

GC x y

x=GC ∙ 32

12=2597375∙ 32

12=6926133 kg h

GCO2

(1 ) = y=GC ∙ 44

12=2597375 ∙44

12=9523433 kgh

Se calculeaza cantitatea necesara arderii sulfului

S+O2 rarr SO2

32 kg C 32 kg O2 64 kg SO2

GS xrsquo yrsquo

x =GS ∙ 32

32=67375 ∙ 32

32=67375 kgh

GSO2

(1 ) = y=GC ∙ 44

32=67375∙ 64

32=13475 kgh

Bilant in punctul 2

Debitul aerului de combustie

Compozitie aer

N2=791 O2=20 Ar=09

M am=sum y i ∙ M i=791100

∙ 28+ 20100

∙ 32+ 09100

∙ 40=28908

C i(2)=

molar ∙ M i

M am

CN 2

(2) =791 ∙2828908

=76615

CO2

(2)= 20 ∙ 3228908

=2214

C Ar(2) =09 ∙40

28908=1245

GO2=x+x =6926333+67375=6993708 kg h

Gaer(2 ) =GN 2

(2 )+GO2

(2 )+GAr(2 )

GO2

(2 )=GO2∙100+exces aer

100=6993708 ∙

100+26100

=8812072kgh

100 kg aer 76615 kg N2 22140 kg O2 1245 kg Ar

Gaer(2 ) GN2

(2 ) GO2

(2 ) GAr(2 )

Gaer(2 ) =

GO 2

(2) ∙ 100

2214=8812072∙ 100

2214=3980159

GN2

(2 )=GO2

(2 ) ∙ 76615

2214=8812072 ∙76615

2214=30493988

GAr(2 )=

GO2

(2 ) ∙1245

2214=8812072 ∙ 1245

2214=49553

Bilant in punctul 3

C+O2rarr CO2

GCO2

(3 ) =GCO2

(1 ) =9523433 kg h

S+O2 rarr SO2

GSO2

(3 ) =GSO2

(1) =13475 kg h

Se considera ca in faza de combustie eficienta indepartarii cenusei din gaze este 90

Gcenusa(3 ) =01 ∙ Gcenusa

(1) =01 ∙8525=8525 kg h

GN2

(3 )=GN2

( 2)=30493988 kgh

GAr(3 )=G Ar

(2) =49553 kgh

GO2

(3 )=GO2

(2)minus( x+x )=8812072minus (6926333+67375 )=1818364 kg h

GT(3 )=GN2

(3 ) +GAr(3 ) +GO2

(3 )+GCO2

(3 ) +G SO2

(3) =30493988+49553+1818364+9523708+13475=4246634 kgh

Bilant in punctul 7

Gcenusa(7 ) =09 ∙ Gcenusa

(1 ) =09 ∙8525=76725 kgh

Bilant in punctul 4

Eficienta desprafuirii este de 90

Gcenusa( 4) =01 ∙ Gcenusa

(3 ) =01 ∙8525=8525 kg h

GN2

( 4)=GN2

( 3)=30493988 kgh

GAr( 4)=G Ar

(3) =49553 kgh

GO2

( 4)=GO2

(3)=1818364 kg h

GCO2

( 4) =GCO2

(3 ) =9523433 kg h

GSO2

( 4) =GSO2

(3 ) =13475 kg h

GT( 4)=GN2

(4 )+GAr( 4 )+GO 2

(4 )+GCO2

(4 ) +GSO2

( 4) =30493988+49553+1818364+9523708+13475=4246634 kg h

Bilant in punctul 5

Gcenusa(5 ) =09 ∙ Gcenusa

(3 ) =09 ∙8525=76725 kgh

Bilant in punctul 6

Se considera arbitrar ca numai 10 Ca(OH)2 reactioneaza cu CO2 si 90 din Ca(OH)2 reactioneaza cu SO2

Ca(OH )2+SO2+H 2O+O2rarr CaSO4 ∙2 H 2O

74 kg Ca(OH)2 64 kg SO2 16 kg O2 18 kg H2O 172 kg CaSO42H2O

a GSO2 react b c d

η|iquest|=95 iquest

GSO2 react=GSO2

(1) ∙η|iquest|∙

1100

=13475 ∙95

100=1280125kg hiquest

a=1280125∙ 7464

=148014 kg hCa(OH )2

b=1280125 ∙ 1664

=32003 kg h O2

c=1280125 ∙1864

=36003 kgh H 2 O

d=1280125 ∙ 17264

=3440325 kgh CaSO4 ∙2 H 2O

Ca(OH )2+CO2rarr CaCO3+H 2O

74 kg Ca(OH)2 44 kg CO2 100 kg CaCO3 18 kg H2O

19

GCa (OH )2 u w z

19

GCa(OH )2=148014

9=16446 kg hCa(OH )2

u=16446 ∙4474

=9779 kg hCO2

w=16446 ∙10074

=22224 kg hCaCO3

z=16446 ∙1874

=4001 kg h H 2 O

GN2

(6 )=GN2

( 4 )=30493988 kgh

GAr(6 )=G Ar

(4 )=49553 kgh

GSO2

(6 ) =GSO2

(4 ) minusG SO2 react=13475minus1280125=67375 kg h

GCO2

(6 ) =GCO2

( 4) minusGCO2(u )=9523433minus9779=9513654 kg h

GO2

(6 )=GO2

(4 )minusGO2(b )=1818364minus32003=1786361 kg h

Se considera ca la iesirea din absorber gazele au temperatura de 35⁰C iar

faza lichida are 35⁰C si presiune atmosferica

PH 2O(35 )=00573 atm

Fractii molare

y H 2O=00573

y gazeuscate=09427

Debitul molar de gaze uscate in punctul 6

DM(6 )=DCO2

( 6) +DSO2

(6 ) +DO2

( 6)+DAr( 6) +DN2

(6)

DCO2

(6 ) =GCO2

(6 )

44=9513654

44=216219 kmoli h

DSO2

(6 ) =G SO2

( 6)

64=67375

64=105 kmoli h

DO2

(6 )=GO2

( 6)

32=1786361

32=55824 kmoli h

DN2

(6 )=GN 2

(6 )

28=30493988

28=1089071 kmoli h

DAr(6 )=

GAr( 6)

40=49553

40=12388 kmoli h

DM(6 )=DCO2

( 6) +DSO2

(6 ) +DO2

( 6)+DAr( 6) +DN2

(6) =216219+105+55824+1089071+12388=1373607 kmoli h

1 kmoli gaze 00573 kmoli H2O 09427 kmoli gaze uscate

DH 2O(6 ) DM

(6 )

DH 2O(6 ) =00573∙1373607

09427=83492kmoli h

GH2 O(6 ) =18 ∙ DH 2 O

( 6) =18 ∙83492=1502856 kg h

GT(6 )=GAr

( 6) +G SO2

( 6) +GCO2

(6 ) +GO2

(6 )+GN2

(6 ) +GH 2 O(6 ) =49553+67375+9513654+1786361+30493988+1502856=43799127 kg h

Bilant in punctul 18

Debitul de var hidratat introdus in prepararea laptelui de varConsideram ca varul hidratat contine

a) Umiditate - 5b) Impuritati solide insolubile - 5c) Ca(OH)2 - 90

GCa(OH )2=a=148014 kg h(calculat la punctul 6)

100 kg var hidratat 90 kg Ca (OH)2

GCa(OH )2 GCa(OH )2

=148014 kg h

GCa(OH )2

(18 ) =100 ∙ 14801490

=16446 kgh

Debitul total de gaz

GT(18 )=

GCa (OH )2∙100

90=

16446 ∙ 10090

=182733 kgh

Din debitul total de gaz vom calcula apa si impuritatileGH2 O

(18 ) =005 ∙GT(18)=005 ∙ 182733=9137 kg h

Gimp(18 )=005 ∙ GT

(18)=005∙ 182733=9137 kg h

Bilant in punctul 8

Consideram ca in punctul 8 suspensia contine 2 solid si 98 apa

Ca (OH )2+H 2O+SO2+12

O2rarr Ca SO4 ∙2 H 2 O

74 kg Ca(OH)2 64 kg SO2 16 kg O2 18 kg H2O 172 kg CaSO42H2O

a GSO2 react b c d

74 kg Ca(OH)2 44 kg CO2 100 kg CaCO3 18 kg H2O

19

GCa (OH )2 u w z

Gsolide( 8) =d+w+Gcenusa

(4 ) +Gimp(18)=3440325+22224+8525+9137=376246 kg h

Rata de iesire (formare) este 51Gmat solide

( 8) =Gsolide(8 ) ∙ 5=376246 ∙ 5=188123 kg h

GT( 8)=

Gmat solide

002=188123

002=940615 kg h

GH2 O( 8) =GT

(8 )minusGmat solide(8 ) =940615minus188123=9218027

kgh

Bilant in punctul 9

GT( 9)=08 ∙ GT

(8 )=08 ∙ 940615=752492 kg h

Gsolide( 9) =08 ∙G solide

(8 ) =08∙ 376246=300997 kg h

GH2 O( 9) =GT

(9 )minusGsolide(9 ) =752492minus300997=74948203 kg h

Bilant in punctul 12

GT(12 )=02∙ GT

( 8)=02 ∙ 940615=188123 kg h

Gsolide(12 ) =Gsolide

(8 ) =376246 kg h

GH2 O(12 ) =GT

(12)minusG solide(12) =188123minus376246=18436054 kg h

Bilant in punctul 13

Se calculeaza namolul de decantareGsolide

(13 ) =Gsolide(12) =376246 kg h

Umiditatea namolului 85

GT(13 )=

G solide( 13)

015=376246

015=2508307kg h

GH2 O(13 ) =GT

(13 )minusGsolide(13) =2508307minus376246=2132061 kg h

Bilant in punctul 14

Se calculeaza namolul de la filtrare

Gsolide(14 ) =Gsolide

(13 ) =376246 kg h

Umiditatea namolului de la filtrare ndash 40

GT(14 )=

Gsolide(14 )

06=376246

06=627077 kg h

GH2 O(14 ) =GT

(14 )minusGsolide(14 ) =627077minus376246=250831 kg h

Bilant in punctul 15

Se calculeaza limpedele de la decantare

GT(15 )=GH 2 O

(15) =GT(12)minusGT

( 13)=188123minus2508307=16303993 kg h

Bilant in punctul 16

GT(16 )=GH 2 O

(16 ) =GT(13)minusGT

(14)=2508307minus627077=188123 kg h

Bilant in punctul 17

Se calculeaza adaosul de apa

Debit apa care intra este

GH2 Ointrata=GH2 O(17 ) +GH 2O

(18 ) +cH 2 O(8 ) +zH 2 O

(8 )

Debit de apa care iese este

GH2 Ointrata=GH2 O(6 ) +GH 2O

(14 ) +dCaSO4 ∙ H 2 O(8 ) + 36

172

GH2 Ointrata=GH2 Ointrata

GH2 O(17 ) =GH 2 O

(6 ) +GH2 O(14 ) +dCaSO4 ∙ H 2O

(8 ) + 36172

minus(GH 2 O(18) +c H 2O

( 8) + zH 2 O( 8) )=1502856+250831+3440325+ 36

172minus(9137+36003+4001 )=2048599 kgh

Bilant in punctul 20

Se calculeaza laptele de var 20

GCa(OH )2

(20 ) =GCa(OH )2

(18 ) =16446kg h

Gimp(20 )=Gimp

(18 )=9137 kg h

GT(20 )=

GCa(OH )2

(20)

02=16446

02=8223 kg h

GH2 O(20 ) =GT

(20 )minusGimp(20)minusGCa (OH )2

(20) =8223minus9137minus16446=648704 kgh

Bilant in punctul 19

GH2 O(19 ) =GH 2 O

(20 ) minusGH 2 O(18) =648704minus9137=639567 kg h

GT(19 )=GT

(20 )minusGT(18)=8223minus182733=639567 kg h

GH2 O(19 ) =GT

(19 )

Bilant in punctul 21

GH2 O(21 ) =GH 2 O

(15 ) +GH 2 O( 16) +GH 2 O

(17 ) minusGH 2 O(19) =16303993+188123+2048599minus639567=19594255 kg h

Bilant in punctul 11

GT(11 )=GH 2 O

( 20) +GH 2 O(21) =648704+19594255=20242959 kg h

Bilant in punctul 10

GT(10 )=GT

(11 )+GT(9 )=20242959+752492=95492159 kgh

Predimensionarea absorberului

1 Calculul ariei minime a sectiunii coloanei

Consideram ca in coloana se foloseşte o umplutura cu inele Rasching cu caracteristicile urmatoare

dimensiuniLDd=505050 mm suprafaţa specifica ag=95 m2m3

fracţia de goluri εg=079 m3m3

densitatea aparenta ρa=500 Kgm3

Viteza de inecare este

lg [ v i ∙ ag

g ∙ εg3 ∙

ρ v

ρl

(103 ηl )016]=Aminus175( L

G )14 ∙( ρv

ρl)

18

unde vi= viteza de inecare

ag= suprafaţa specifica a umpluturii

εg= fracţia de goluri a umpluturii

ρv= densitatea fazei gazoase( considerata min punctul de bilant 6)

ρl= densitatea fazei lichide( considerata 103 Kgm3)

ηl= viscozitatea fazei lichide( considerata 10-3 Kgms)

A= coeficientul ales in funcţie de natura umpluturii (A=022)

Lrsquo=debitul masic al fazei lichide=GT(8)

Grsquo= debitul masic al fazei gazoase=GT(6)

Din bilanţul in punctul (6) rezulta

DM i(6 ) =(G i

(6 )

M i)

y i=DM i

(6 )

sum DM i( 6)

sum DM i(6 )

unde i= CO2 SO2 N2 Ar O2 H2O

yCO2=0144

y N2=0755

y Ar=00086

yO2=0044

ySO2=000007

y H 2O=0047

M (6 )=sum y i ∙ M i=2973448 kg

Presiunea gazelor se considera 1 atm

V M=V M0 ∙

TT 0

=22 4 ∙TT 0

La intrarea in absorber t i gaze=135

La iesirea din absorber t e gaze=35

tm=135+35

2=85

T=85+273=358 K

ρ v=M ( 6)

V M

=M ( 6)

V M0 ∙

T 0

T=29802

224∙273358

=1014 kgm3

lg [ v i ∙ 95

981∙ 0793 ∙1014

103 ∙ (103 ∙10minus3 )016]=022minus175( 94061543799127 )

14 ∙( 1014

103 )18

lg v i=1 03v i=10 73 m s

Debitul volumetric de gaze

Gv=DM T(6 ) ∙ V m

0 ∙TT 0

=1373607 ∙224 ∙358273

=403488251 m3h

Amin=Gv

v i ∙3600= 403488251

3600∙1073=10445 m3h

Dmin=radic 4 ∙ Amin

π=radic 4 ∙10445

π=364 m

Pentru diametre mai mari de 2 valorile se aleg din 05 icircn 05 m

Deci Dmin=4 m

Aria reala este

Areala=π D2

4=π ∙ 42

4=1257 m2

2 Calculul suprafetei de transfer şi a volumului de umplutură

Coeficientul de difuzie

Dso2minusg=43 ∙ 10minus7

∙T

32

P(V A

13 +V B

13)2 ∙radic 1

M A

+1

M B

[m2 s ]

unde

T- temperatura [K]

p- presiunea p = 1 atm

VA VB-volume molare la punctul normal de fierbere[cm3mol]

Consideram ca A este amestecul gazos din punctul de bilant (6) iar B= SO2

V SO2=44 8 cm3 iquestmol

V Ar=29 8 cm3 mol

V N2=31 2 cm3 iquestmol

V H2

O =18 9 cm3 iquestmol

V CO2=34 4 cm3iquestmol

V O2=25 6 cm3iquest mol

Coeficientul de difuzie se considera pentru amestecul din punctul (6)

V A=sum y isdotV i

V B=V SO2=44 8 cm3 iquestmol

V Ar=0 0086sdot29 8 =0 25628 cm3 mol iquest

V N2=0 755sdot31 2 =23 556 cm3 iquestmol iquest

V H2

O =0 047sdot18 9 =0 8883 cm3 iquestmol iquestiquestV CO2=0 144sdot34 4 =4 9536 cm3 iquestmol iquestiquestiquestV O

2=0 043sdot25 6 =1 1008 cm3 iquestmol iquestiquestiquestiquestV A =30 75498 cm3iquestmol

M A=M (6)=29 73448 kgM B=M SO2

=64 Kg

Dso2minusg=43 ∙10minus7

∙358

32

1(307549813 +448

13 )2

∙radic 12973448

+1

64 [m2 s ]

DSO2minusg=1 4466sdot10minus5 [ m2iquest s ]

Re=Gsdotdgηv

G=GT

(6)

Arealsdot3600 Kg m2 s

Diametrul mediu al granulelor

dg=005m

ηv=ηam=1910-6 Kgms

G= 437991271257 ∙ 3600

=968 kg m2 s

real=G ∙ dgηv

=978 ∙ 005

19 ∙10minus6=2573684

Sc=ηv

ρ v ∙D SO2minusg

= 19∙ 10minus6

1014 ∙ 14466 ∙10minus5=1295

sh=c ∙ real059 ∙ Sc033

unde c=069

Sh=069∙ 2573684059∙ 1295033=300694

Sh=KV ∙ dgDS 04minusg

=iquest K v=Sh ∙ DSO4minusg

dg=300694 ∙14466 ∙ 10minus5

005=0087 m3m2 s

Debitul absorbit de SO2(N)

N=K vsdotSsdotDc

unde Kv= coeficient de transfer de masă

S= suprafata de transfer

Dc= forta motricea procesului de transfer de masă

Dy m=( y1minus y1

iquest )minus( y2minus y2iquest )

ln( y1minus y1

iquest )( y2minus y2

iquest )

unde y1y2= concentraţiile la baza coloanei si la vacircrful coloanei

y=concentratia gazului in echilibru cu x

( yminus yiquest) =diferenta medie logaritmica a diferentei de concentratie

Transferul de masă esteurmat de o reactie chimică ireversibilă si de aceea

( y1

iquestiquest y2iquest =0)

Dy m=( y1minus y2)

lny1

y2

y1= ySO2

(4 )

y2= ySO2

(6 ) =0 00007

DM i(4) =(G i

(4 )

M i)

DM N2

( 4 ) =3049398828

=1089071 kmoli h

DAr( 4 )= 49553

40=12388 kmoli h

DO2

( 4 )=181836432

=56824 kmoli h

DSO2

( 4 ) =1347564

=2105 kmoli h

DCO2

( 4 ) =952343344

=216442 kmoli h

DM T( 4 ) =13768 kmoli h

ySO2

( 4) =DM SO2

( 4 )

DM T(4 ) = 2105

13768=0001529

D y m=( y1minus y2 )

lny1

y2

=(0001529minus000007 )

ln0001529000007

=0000473

Dc=D y m∙ρv

M (6 )=0000473 ∙

10142973448

=1613∙ 10minus5

N=DM S O2

(4 ) minusDM SO2

(6 ) =2105minus105=20 kmoli h

N=K v ∙ S ∙ D c=20 kmoli h

S= NK v ∙ 3600∙ Dc

= 20

0087 ∙3600 ∙ 1613∙ 10minus5=395889 m2

Volumul umpluturii

V u=Sag

=39588995

=4167 m3

Inaltimea umpluturii

H u=V u

Areal

=41671257

=332

Hu se aproximeaza la 35 m

Sistemele de desulfurare a gazelor de ardere cel mai des utilizate sunt descrise schematic prin diagrame icircn figura 1 Icircn desulfurarea uscată SO2 şi SO3 sunt reţinute prin procese fizice (adsorbţie) sau chimice (absorbţie şi reacţii chimice)

Fig 1 Sisteme de desulfurare a gazelor de ardereIcircn adsorbţia uscată agentul de adsorbţie este dirijat să icircntacirclnească gazele ce

trebuie desulfurate Apoi agentul este reactivat icircn regenerator şi este trimis icircnapoi icircn procesul de adsorbţie Icircn adsorbţia uscată agentul de adsorbţie este pulverizat icircn gazele de ardere

Icircn procedeele semiuscate o suspensie alcalină sau alcalino - pămacircntoasă este adusă icircn contact cu gazele de ardere de desulfurat Icircn gazele de ardere fierbinţi se formează un produs uscat de reacţie care este colectat apoi icircn filtrele de particule

Desulfurarea umedă a gazelor de ardere are loc icircn turnuri de injecţie numite scrubere Icircn acest caz o soluţie sau suspensie alcalină sau alcalino-pamacircntoasa este dispersată icircn gazul de desulfurat sau este adusă icircntr-un contact omogen cu acesta astfel icircncacirct oxizii de sulf sunt icircndepărtaţi prin absorbţie Spălarea gazului cu apă este posibilă dar tendinţa gazelor de a se dizolva icircn apă este relativ redusă [4]

O metodă de desulfurare uscată a gazelor de ardere bazată pe adsorbţie fizică utilizează aditivi solizi Pe acest principiu se bazează icircndepărtarea combinată a oxizilor de sulf şi de azot cu cocs activ O altă posibilitate icircn special pentru instalaţii mici şi mijlocii (icircntre 50 - 100 MW) este absorbţia chimică a SO2 de către aditivi uscaţi activi din punct de vedere chimic Adăugarea de aditivi uscaţi pulverizaţi pe bază de calciu sau magneziu pentru reducerea emisiilor de componente acide ale gazelor (SO2 dar şi HCI şi HF) este cunoscută de mult timp şi reprezintă de cacirctva timp un procedeu obişnuit aplicat icircn numeroase focare Aditivii pot fi injectaţi icircn diferite puncte ale arderii sau icircn diferite puncte ale traseului gazelor de ardere

Procesele icircn care aditivul este adăugat icircntre generatorul de abur şi filtrul de particule este cel mai des icircntacirclnit icircntrucacirct este icircnsoţit de modificări minimale ale instalaţiei existente (camera de ardere construcţia cazanului) Icircn unele cazuri aditivul este introdus la sfacircrşitul traseului gazelor de ardere respectiv icircntre filtrul de particule şi coş icircn acest caz sunt necesare filtre de particule suplimentare

Icircn cazul arderii cărbunelui brun şi la arderea icircn strat fluidizat s-au obţinut rezultate bune prin dozarea aditivului icircn combustibil Figura 3 arată gradul de absorbţie a SO2 corespunzător diferiţilor aditivi uscaţi icircn funcţie de temperatură La temperaturi ridicate aditivii pe bază de magneziu se caracterizează prin grade mai reduse de absorbţie şi intervale active de temperatură mai icircnguste

Fig 3 Dependenţa de temperatură a absorbţiei de SO2 pentru diferiţi aditivi uscaţi

De asemenea eficienţa absorbţiei de SO2 cu ajutorul aditivilor uscaţi depinde şi de alţi factori precum timpul de rezidenţă gradul de amestecare a aditivului cu gazele de ardere de dimensiunile particulelor şi de porozitate Etapele reacţiei de calcinare hidratare şi absorbţie de SO2 a dolomitei sunt prezentate icircn figura 4

Fig 4 Etapele reacţiei de calcinare hidratare şi sulfatare a dolomitei

Icircn cazul metodelor uscate nu se produc ape reziduale Utilizarea produselor solide rezultate depinde de compoziţia lor chimică şi de modul de reţinere al acestora

Procesele semiuscate s-au dezvoltat pe baza faptului că absorbţia SO2 pe particulele de calcar poate fi icircmbunătăţită prin umidificarea acestora Icircn aceste procese agentul de absorbţie icircn general o suspensie de var sau de carbonat de sodiu ori o leşie de sodă caustică este pulverizată icircn gazele de ardere fierbinţi dispersate extrem de facircn Icircn urma acestui proces apa din absorbant vaporizează şi SO2 reacţionează cu agentul de absorbţie

Procesul de vaporizare durează pacircnă cacircnd produşii de reacţie iau forma unei pulberi uscate Aceasta poate fi icircndepărtată apoi din gazele de ardere cu ajutorul unei instalaţii clasice de desprăfuire (electrofiltru sau filtru sac)

Icircn figura 5 este prezentat procesul de desulfurare a gazelor de ardere prin acest procedeu Produsul final este alcătuit din gips la care se adăugă sulfit şi oxid de calciu De aceea cacircteodată se realizează o tratare termică ulterioară icircn scopul

majorării conţinutului de gips Produsele de reacţie cu un conţinut ridicat de gips pot fi utilizate icircn industria betoanelor şi a materialelor de construcţii Altfel reziduurile pot fi folosite icircn acelaşi mod ca cele rezultate icircn urma proceselor uscate de desulfurare

Principalul avantaj al procedeului de absorbţie prin pulverizare este acela că apa necesară vaporizează nerezultacircnd ape reziduale Icircn general gazele de ardere nu trebuie reicircncălzite din nou Icircn comparaţie cu procedeul uscat prin cel semiuscat se ating grade superioare de absorbţie a SO2 sbquo cu un exces mai redus de aditiv Totuşi cheltuielile de investiţie sunt mai ridicate

Desulfurarea umedă

Procesele de absorbţie umedă pot utiliza diverşi absorbanţi alcalini alcalinopamacircntosi sau alţi absorbanţi Solubilitatea icircn apă a absorbanţilor alcalini este mult mai mare decacirct a celor alcalino-pamacircntosi Icircn grupul de procese utilizacircnd alţi absorbanţi lichidul de spălare este icircn principal o soluţie acidă Factorul comun pentru toate aceste procese este utilizarea instalaţiilor icircn care se realizează contactul icircntre gaz şi lichid Aceste instalaţii creează o suprafaţă mare de contact realizacircnd transferul de masă al SO2 către fază lichidă Icircn cele ce urmează este prezentat procesul de desulfurare cu oxid de calciu

Dezvoltarea procedeelor de desulfurare umedă a gazelor de ardere de la centralele electrice pe bază de CaO a icircnceput icircn SUA icircn cadrul preocupărilor pentru eliminarea simultană a particulelor şi a dioxidului de sulf printr-o metodă

umedă Astfel scruberele Venturi de desprăfuire umedă au icircnceput să fie utilizate şi la desulfurarea gazelor de ardere Aceasta a condus icircn multe cazuri la reacţii icircntre particulele de cenuşă şi oxidul de calciu sau calcarul utilizat avacircnd drept consecinţa icircnfundarea scruberelor a conductelor şi a pompelor De aceea electrofiltrul era situat icircnaintea scruberului de tip Venturi Numai icircn acest mod se obţine un gips pur care poate fi revalorificat

Scruberele Venturi nu au fost icircn general acceptate deoarece realizau pierderi mari de presiune respectiv consum ridicat de energie Icircntre timp au fost dezvoltate alte tipuri de scrubare precum turnuri de spălare cu tub Venturi integrat sau alte componente Turnurile alcătuite din componente simple pentru minimizarea pierderilor s-au dovedit a fi soluţia cea mai bună (figura 6)

Fig 6 Turn de absorbţie prin pulverizare pentru desulfurarea umedă a gazelor

Astfel turnurile de spălare de construcţie mai nouă nu conţin decacirct cacircteva nivele spaţioase de pulverizare şi separatoare de picături instalate orizontal

Aceasta a condus la minimizarea pierderilor de presiune Un turn de spălare este alcătuit din trei părţi principale

zona inferioară de drenaj zona de contact gaz lichid zona de gaze de ardere curate

Icircn zona de drenaj suspensia rezultată din spălare este colectată amestecată ventilată şi icircmbogăţită cu absorbant proaspăt Volumul acestei zone este determinat icircn principal de viteză de dizolvare a absorbantului precum şi de cantitatea de SO2 ce trebuie icircnlăturată

Icircn zona mijlocie a scruberului zona de contact gaz lichid gazele sunt aduse icircn contact cu suspensia de spălare icircn contracurent şi astfel sunt spălate Lichidul de spălare este distribuit uniform pe mai multe nivele de pulverizare Astfel se creează un spaţiu de amestec omogen gaz lichid icircn care are loc transferul de masă de la gazele de ardere la lichidul de spălare

Icircn partea superioară a scruberului (zona de gaze de ardere curate) gazele de ardere trec printr-un separator de picături icircn care se reţin picăturile fine de lichid pe care le-au antrenat Pentru curăţare separatorul de picături este spălat cu apă de sus icircn jos icircntr-o anumită succesiune a sectoarelor acestuia cu ajutorul unor pulverizatoare

Figura 7 prezintă schema unei instalaţii moderne de desulfurare a gazelor de ardere cu oxidare integrată folosind calcar drept absorbant Astfel de instalaţii sunt icircn funcţiune icircn centralele noi din Germania Gazele care trebuie curăţate sunt răcite icircn schimbătorul regenerativ de căldură gaze-gaze şi trec prin turnul de spălare icircn contracurent faţă de absorbant Pentru a se evită suprasaturarea cu vapori de apă gazele curate sunt reicircncălzite icircn schimbătorul de căldură pacircnă la aproximativ 90 0C Eficienţa scruberului este de circa 92divide98 sbquo astfel icircncacirct se poate respecta fără vreo dificultate nu numai norma de 400 mg SO2m3sbquo dar şi alte cerinţe mai restrictive privind emisiile de SO2 Lichidul de spălare are o evoluţie ciclică Calcarul măcinat fin este preluat din siloz şi preparat cu apă (apă reziduală) rezultacircnd o suspensie care alimentează continuu zona inferioară a scruberului Pe de altă parte suspensia de gips este evacuată din scruber Separarea cristalelor mai mari de gips micşorarea lor ulterioară şi procesarea acestora se face icircntr-un hidrociclon Particulele fine de ghips care nu pot fi deshidratate atacirct de bine sunt trimise icircnapoi icircn ciclul absorbantului sub formă de cristale de sămacircnţă

Apa reziduală evacuată din ciclu trebuie tratată datorită conţinutului său ridicat de ioni şi de metale Unul dintre parametrii cei mai critici care determină cantitatea de apă uzată este conţinutul de cloride din gazul de evacuare şi apă de

proces deoarece concentraţia de cloride afectează nivelul de coroziune şi calitatea gipsului Odată ce caracteristicile apei uzate sunt bine determinate poate fi proiectat un sistem de tratare a apei uzate Icircn general este suficient un tratament fizico-chimic standard pentru a satisface cerinţele de protecţiei a mediului

Fig 7 Schema unei instalaţii de desulfurare a gazelor cu oxidare integrată

Gipsul rezultat ca produs secundar este folosit icircn industria materialelor de construcţii Gradul de calitate al gipsului este un factor important pentru proiectarea sistemului

Gipsul pentru pereţi trebuie să fie de o calitate ridicată o puritate icircnalta umezeală scăzută un conţinut foarte mic de compuşi sulfiţi neoxidaţi şi de substanţe dizolvate

Gipsul pentru ciment este tot un gips de calitate ridicată totuşi de o puritate mai scăzută decacirct icircn cazul anterior Conţinutul de umezeală trebuie să fie scăzut şi la fel trebuie să fie conţinutul de compuşi sulfiţi neoxidaţi şi de substanţe dizolvate

Icircn general gipsul este uscat de abur acesta fiind apoi trecut printr-o maşină de brichetat şi apoi depozitat icircn saci sau silozuri Gipsul recuperat prin oxidare icircntr-o singură buclă are o puritate mai redusă şi o umezeală mai mare comparativ cu cel obţinut prin oxidarea icircn două bucle

Aplicatie- purificarea gazelor de ardere pe baza de carbune

Sa se calculeze o instalatie de purificare a gazelor de ardere de la o central termica pe baza de carbune

In central se arde o cantitate de carbune de 30-05n th carbune care contine 25-001n S si 3+002n cenusa

Excesul de aer pentru ardere este de 25+02n Instalatia se bazeaza pe absorbtia SO2 in suspensie de Ca(OH)2 iar randamentul este de 95

n = 5

Bilant in punctul 1

Debitul de alimentare

30minus05 ∙5=275 t h=27500 kg h

Procentul de Sulf

25minus001∙ 5=245

Procentul de cenusa

3+002 ∙ 5=31

Excesul de aer

25+02 ∙ n=26 exces aer

Procentul de carbune

100minus( S+ cenusa )=100minus (245+31 )=9445 C

Debitul de Sulf

GS(1 )= S

100∙GT=

245100

∙ 27500=67375 kgh

Debitul de cenusa

Gcenusa(1 ) =cenusa

100∙GT=

31100

∙ 27500=8525 kg h

Debitul de carbon

GC(1 )=C

100∙GT=

9445100

∙27500=2597375 kgh

Se calculeaza cantitatea de oxigen necesara arderii carbunelui

C+O2rarr CO2

12 kg C 32 kg O2 44 kg CO2

GC x y

x=GC ∙ 32

12=2597375∙ 32

12=6926133 kg h

GCO2

(1 ) = y=GC ∙ 44

12=2597375 ∙44

12=9523433 kgh

Se calculeaza cantitatea necesara arderii sulfului

S+O2 rarr SO2

32 kg C 32 kg O2 64 kg SO2

GS xrsquo yrsquo

x =GS ∙ 32

32=67375 ∙ 32

32=67375 kgh

GSO2

(1 ) = y=GC ∙ 44

32=67375∙ 64

32=13475 kgh

Bilant in punctul 2

Debitul aerului de combustie

Compozitie aer

N2=791 O2=20 Ar=09

M am=sum y i ∙ M i=791100

∙ 28+ 20100

∙ 32+ 09100

∙ 40=28908

C i(2)=

molar ∙ M i

M am

CN 2

(2) =791 ∙2828908

=76615

CO2

(2)= 20 ∙ 3228908

=2214

C Ar(2) =09 ∙40

28908=1245

GO2=x+x =6926333+67375=6993708 kg h

Gaer(2 ) =GN 2

(2 )+GO2

(2 )+GAr(2 )

GO2

(2 )=GO2∙100+exces aer

100=6993708 ∙

100+26100

=8812072kgh

100 kg aer 76615 kg N2 22140 kg O2 1245 kg Ar

Gaer(2 ) GN2

(2 ) GO2

(2 ) GAr(2 )

Gaer(2 ) =

GO 2

(2) ∙ 100

2214=8812072∙ 100

2214=3980159

GN2

(2 )=GO2

(2 ) ∙ 76615

2214=8812072 ∙76615

2214=30493988

GAr(2 )=

GO2

(2 ) ∙1245

2214=8812072 ∙ 1245

2214=49553

Bilant in punctul 3

C+O2rarr CO2

GCO2

(3 ) =GCO2

(1 ) =9523433 kg h

S+O2 rarr SO2

GSO2

(3 ) =GSO2

(1) =13475 kg h

Se considera ca in faza de combustie eficienta indepartarii cenusei din gaze este 90

Gcenusa(3 ) =01 ∙ Gcenusa

(1) =01 ∙8525=8525 kg h

GN2

(3 )=GN2

( 2)=30493988 kgh

GAr(3 )=G Ar

(2) =49553 kgh

GO2

(3 )=GO2

(2)minus( x+x )=8812072minus (6926333+67375 )=1818364 kg h

GT(3 )=GN2

(3 ) +GAr(3 ) +GO2

(3 )+GCO2

(3 ) +G SO2

(3) =30493988+49553+1818364+9523708+13475=4246634 kgh

Bilant in punctul 7

Gcenusa(7 ) =09 ∙ Gcenusa

(1 ) =09 ∙8525=76725 kgh

Bilant in punctul 4

Eficienta desprafuirii este de 90

Gcenusa( 4) =01 ∙ Gcenusa

(3 ) =01 ∙8525=8525 kg h

GN2

( 4)=GN2

( 3)=30493988 kgh

GAr( 4)=G Ar

(3) =49553 kgh

GO2

( 4)=GO2

(3)=1818364 kg h

GCO2

( 4) =GCO2

(3 ) =9523433 kg h

GSO2

( 4) =GSO2

(3 ) =13475 kg h

GT( 4)=GN2

(4 )+GAr( 4 )+GO 2

(4 )+GCO2

(4 ) +GSO2

( 4) =30493988+49553+1818364+9523708+13475=4246634 kg h

Bilant in punctul 5

Gcenusa(5 ) =09 ∙ Gcenusa

(3 ) =09 ∙8525=76725 kgh

Bilant in punctul 6

Se considera arbitrar ca numai 10 Ca(OH)2 reactioneaza cu CO2 si 90 din Ca(OH)2 reactioneaza cu SO2

Ca(OH )2+SO2+H 2O+O2rarr CaSO4 ∙2 H 2O

74 kg Ca(OH)2 64 kg SO2 16 kg O2 18 kg H2O 172 kg CaSO42H2O

a GSO2 react b c d

η|iquest|=95 iquest

GSO2 react=GSO2

(1) ∙η|iquest|∙

1100

=13475 ∙95

100=1280125kg hiquest

a=1280125∙ 7464

=148014 kg hCa(OH )2

b=1280125 ∙ 1664

=32003 kg h O2

c=1280125 ∙1864

=36003 kgh H 2 O

d=1280125 ∙ 17264

=3440325 kgh CaSO4 ∙2 H 2O

Ca(OH )2+CO2rarr CaCO3+H 2O

74 kg Ca(OH)2 44 kg CO2 100 kg CaCO3 18 kg H2O

19

GCa (OH )2 u w z

19

GCa(OH )2=148014

9=16446 kg hCa(OH )2

u=16446 ∙4474

=9779 kg hCO2

w=16446 ∙10074

=22224 kg hCaCO3

z=16446 ∙1874

=4001 kg h H 2 O

GN2

(6 )=GN2

( 4 )=30493988 kgh

GAr(6 )=G Ar

(4 )=49553 kgh

GSO2

(6 ) =GSO2

(4 ) minusG SO2 react=13475minus1280125=67375 kg h

GCO2

(6 ) =GCO2

( 4) minusGCO2(u )=9523433minus9779=9513654 kg h

GO2

(6 )=GO2

(4 )minusGO2(b )=1818364minus32003=1786361 kg h

Se considera ca la iesirea din absorber gazele au temperatura de 35⁰C iar

faza lichida are 35⁰C si presiune atmosferica

PH 2O(35 )=00573 atm

Fractii molare

y H 2O=00573

y gazeuscate=09427

Debitul molar de gaze uscate in punctul 6

DM(6 )=DCO2

( 6) +DSO2

(6 ) +DO2

( 6)+DAr( 6) +DN2

(6)

DCO2

(6 ) =GCO2

(6 )

44=9513654

44=216219 kmoli h

DSO2

(6 ) =G SO2

( 6)

64=67375

64=105 kmoli h

DO2

(6 )=GO2

( 6)

32=1786361

32=55824 kmoli h

DN2

(6 )=GN 2

(6 )

28=30493988

28=1089071 kmoli h

DAr(6 )=

GAr( 6)

40=49553

40=12388 kmoli h

DM(6 )=DCO2

( 6) +DSO2

(6 ) +DO2

( 6)+DAr( 6) +DN2

(6) =216219+105+55824+1089071+12388=1373607 kmoli h

1 kmoli gaze 00573 kmoli H2O 09427 kmoli gaze uscate

DH 2O(6 ) DM

(6 )

DH 2O(6 ) =00573∙1373607

09427=83492kmoli h

GH2 O(6 ) =18 ∙ DH 2 O

( 6) =18 ∙83492=1502856 kg h

GT(6 )=GAr

( 6) +G SO2

( 6) +GCO2

(6 ) +GO2

(6 )+GN2

(6 ) +GH 2 O(6 ) =49553+67375+9513654+1786361+30493988+1502856=43799127 kg h

Bilant in punctul 18

Debitul de var hidratat introdus in prepararea laptelui de varConsideram ca varul hidratat contine

a) Umiditate - 5b) Impuritati solide insolubile - 5c) Ca(OH)2 - 90

GCa(OH )2=a=148014 kg h(calculat la punctul 6)

100 kg var hidratat 90 kg Ca (OH)2

GCa(OH )2 GCa(OH )2

=148014 kg h

GCa(OH )2

(18 ) =100 ∙ 14801490

=16446 kgh

Debitul total de gaz

GT(18 )=

GCa (OH )2∙100

90=

16446 ∙ 10090

=182733 kgh

Din debitul total de gaz vom calcula apa si impuritatileGH2 O

(18 ) =005 ∙GT(18)=005 ∙ 182733=9137 kg h

Gimp(18 )=005 ∙ GT

(18)=005∙ 182733=9137 kg h

Bilant in punctul 8

Consideram ca in punctul 8 suspensia contine 2 solid si 98 apa

Ca (OH )2+H 2O+SO2+12

O2rarr Ca SO4 ∙2 H 2 O

74 kg Ca(OH)2 64 kg SO2 16 kg O2 18 kg H2O 172 kg CaSO42H2O

a GSO2 react b c d

74 kg Ca(OH)2 44 kg CO2 100 kg CaCO3 18 kg H2O

19

GCa (OH )2 u w z

Gsolide( 8) =d+w+Gcenusa

(4 ) +Gimp(18)=3440325+22224+8525+9137=376246 kg h

Rata de iesire (formare) este 51Gmat solide

( 8) =Gsolide(8 ) ∙ 5=376246 ∙ 5=188123 kg h

GT( 8)=

Gmat solide

002=188123

002=940615 kg h

GH2 O( 8) =GT

(8 )minusGmat solide(8 ) =940615minus188123=9218027

kgh

Bilant in punctul 9

GT( 9)=08 ∙ GT

(8 )=08 ∙ 940615=752492 kg h

Gsolide( 9) =08 ∙G solide

(8 ) =08∙ 376246=300997 kg h

GH2 O( 9) =GT

(9 )minusGsolide(9 ) =752492minus300997=74948203 kg h

Bilant in punctul 12

GT(12 )=02∙ GT

( 8)=02 ∙ 940615=188123 kg h

Gsolide(12 ) =Gsolide

(8 ) =376246 kg h

GH2 O(12 ) =GT

(12)minusG solide(12) =188123minus376246=18436054 kg h

Bilant in punctul 13

Se calculeaza namolul de decantareGsolide

(13 ) =Gsolide(12) =376246 kg h

Umiditatea namolului 85

GT(13 )=

G solide( 13)

015=376246

015=2508307kg h

GH2 O(13 ) =GT

(13 )minusGsolide(13) =2508307minus376246=2132061 kg h

Bilant in punctul 14

Se calculeaza namolul de la filtrare

Gsolide(14 ) =Gsolide

(13 ) =376246 kg h

Umiditatea namolului de la filtrare ndash 40

GT(14 )=

Gsolide(14 )

06=376246

06=627077 kg h

GH2 O(14 ) =GT

(14 )minusGsolide(14 ) =627077minus376246=250831 kg h

Bilant in punctul 15

Se calculeaza limpedele de la decantare

GT(15 )=GH 2 O

(15) =GT(12)minusGT

( 13)=188123minus2508307=16303993 kg h

Bilant in punctul 16

GT(16 )=GH 2 O

(16 ) =GT(13)minusGT

(14)=2508307minus627077=188123 kg h

Bilant in punctul 17

Se calculeaza adaosul de apa

Debit apa care intra este

GH2 Ointrata=GH2 O(17 ) +GH 2O

(18 ) +cH 2 O(8 ) +zH 2 O

(8 )

Debit de apa care iese este

GH2 Ointrata=GH2 O(6 ) +GH 2O

(14 ) +dCaSO4 ∙ H 2 O(8 ) + 36

172

GH2 Ointrata=GH2 Ointrata

GH2 O(17 ) =GH 2 O

(6 ) +GH2 O(14 ) +dCaSO4 ∙ H 2O

(8 ) + 36172

minus(GH 2 O(18) +c H 2O

( 8) + zH 2 O( 8) )=1502856+250831+3440325+ 36

172minus(9137+36003+4001 )=2048599 kgh

Bilant in punctul 20

Se calculeaza laptele de var 20

GCa(OH )2

(20 ) =GCa(OH )2

(18 ) =16446kg h

Gimp(20 )=Gimp

(18 )=9137 kg h

GT(20 )=

GCa(OH )2

(20)

02=16446

02=8223 kg h

GH2 O(20 ) =GT

(20 )minusGimp(20)minusGCa (OH )2

(20) =8223minus9137minus16446=648704 kgh

Bilant in punctul 19

GH2 O(19 ) =GH 2 O

(20 ) minusGH 2 O(18) =648704minus9137=639567 kg h

GT(19 )=GT

(20 )minusGT(18)=8223minus182733=639567 kg h

GH2 O(19 ) =GT

(19 )

Bilant in punctul 21

GH2 O(21 ) =GH 2 O

(15 ) +GH 2 O( 16) +GH 2 O

(17 ) minusGH 2 O(19) =16303993+188123+2048599minus639567=19594255 kg h

Bilant in punctul 11

GT(11 )=GH 2 O

( 20) +GH 2 O(21) =648704+19594255=20242959 kg h

Bilant in punctul 10

GT(10 )=GT

(11 )+GT(9 )=20242959+752492=95492159 kgh

Predimensionarea absorberului

1 Calculul ariei minime a sectiunii coloanei

Consideram ca in coloana se foloseşte o umplutura cu inele Rasching cu caracteristicile urmatoare

dimensiuniLDd=505050 mm suprafaţa specifica ag=95 m2m3

fracţia de goluri εg=079 m3m3

densitatea aparenta ρa=500 Kgm3

Viteza de inecare este

lg [ v i ∙ ag

g ∙ εg3 ∙

ρ v

ρl

(103 ηl )016]=Aminus175( L

G )14 ∙( ρv

ρl)

18

unde vi= viteza de inecare

ag= suprafaţa specifica a umpluturii

εg= fracţia de goluri a umpluturii

ρv= densitatea fazei gazoase( considerata min punctul de bilant 6)

ρl= densitatea fazei lichide( considerata 103 Kgm3)

ηl= viscozitatea fazei lichide( considerata 10-3 Kgms)

A= coeficientul ales in funcţie de natura umpluturii (A=022)

Lrsquo=debitul masic al fazei lichide=GT(8)

Grsquo= debitul masic al fazei gazoase=GT(6)

Din bilanţul in punctul (6) rezulta

DM i(6 ) =(G i

(6 )

M i)

y i=DM i

(6 )

sum DM i( 6)

sum DM i(6 )

unde i= CO2 SO2 N2 Ar O2 H2O

yCO2=0144

y N2=0755

y Ar=00086

yO2=0044

ySO2=000007

y H 2O=0047

M (6 )=sum y i ∙ M i=2973448 kg

Presiunea gazelor se considera 1 atm

V M=V M0 ∙

TT 0

=22 4 ∙TT 0

La intrarea in absorber t i gaze=135

La iesirea din absorber t e gaze=35

tm=135+35

2=85

T=85+273=358 K

ρ v=M ( 6)

V M

=M ( 6)

V M0 ∙

T 0

T=29802

224∙273358

=1014 kgm3

lg [ v i ∙ 95

981∙ 0793 ∙1014

103 ∙ (103 ∙10minus3 )016]=022minus175( 94061543799127 )

14 ∙( 1014

103 )18

lg v i=1 03v i=10 73 m s

Debitul volumetric de gaze

Gv=DM T(6 ) ∙ V m

0 ∙TT 0

=1373607 ∙224 ∙358273

=403488251 m3h

Amin=Gv

v i ∙3600= 403488251

3600∙1073=10445 m3h

Dmin=radic 4 ∙ Amin

π=radic 4 ∙10445

π=364 m

Pentru diametre mai mari de 2 valorile se aleg din 05 icircn 05 m

Deci Dmin=4 m

Aria reala este

Areala=π D2

4=π ∙ 42

4=1257 m2

2 Calculul suprafetei de transfer şi a volumului de umplutură

Coeficientul de difuzie

Dso2minusg=43 ∙ 10minus7

∙T

32

P(V A

13 +V B

13)2 ∙radic 1

M A

+1

M B

[m2 s ]

unde

T- temperatura [K]

p- presiunea p = 1 atm

VA VB-volume molare la punctul normal de fierbere[cm3mol]

Consideram ca A este amestecul gazos din punctul de bilant (6) iar B= SO2

V SO2=44 8 cm3 iquestmol

V Ar=29 8 cm3 mol

V N2=31 2 cm3 iquestmol

V H2

O =18 9 cm3 iquestmol

V CO2=34 4 cm3iquestmol

V O2=25 6 cm3iquest mol

Coeficientul de difuzie se considera pentru amestecul din punctul (6)

V A=sum y isdotV i

V B=V SO2=44 8 cm3 iquestmol

V Ar=0 0086sdot29 8 =0 25628 cm3 mol iquest

V N2=0 755sdot31 2 =23 556 cm3 iquestmol iquest

V H2

O =0 047sdot18 9 =0 8883 cm3 iquestmol iquestiquestV CO2=0 144sdot34 4 =4 9536 cm3 iquestmol iquestiquestiquestV O

2=0 043sdot25 6 =1 1008 cm3 iquestmol iquestiquestiquestiquestV A =30 75498 cm3iquestmol

M A=M (6)=29 73448 kgM B=M SO2

=64 Kg

Dso2minusg=43 ∙10minus7

∙358

32

1(307549813 +448

13 )2

∙radic 12973448

+1

64 [m2 s ]

DSO2minusg=1 4466sdot10minus5 [ m2iquest s ]

Re=Gsdotdgηv

G=GT

(6)

Arealsdot3600 Kg m2 s

Diametrul mediu al granulelor

dg=005m

ηv=ηam=1910-6 Kgms

G= 437991271257 ∙ 3600

=968 kg m2 s

real=G ∙ dgηv

=978 ∙ 005

19 ∙10minus6=2573684

Sc=ηv

ρ v ∙D SO2minusg

= 19∙ 10minus6

1014 ∙ 14466 ∙10minus5=1295

sh=c ∙ real059 ∙ Sc033

unde c=069

Sh=069∙ 2573684059∙ 1295033=300694

Sh=KV ∙ dgDS 04minusg

=iquest K v=Sh ∙ DSO4minusg

dg=300694 ∙14466 ∙ 10minus5

005=0087 m3m2 s

Debitul absorbit de SO2(N)

N=K vsdotSsdotDc

unde Kv= coeficient de transfer de masă

S= suprafata de transfer

Dc= forta motricea procesului de transfer de masă

Dy m=( y1minus y1

iquest )minus( y2minus y2iquest )

ln( y1minus y1

iquest )( y2minus y2

iquest )

unde y1y2= concentraţiile la baza coloanei si la vacircrful coloanei

y=concentratia gazului in echilibru cu x

( yminus yiquest) =diferenta medie logaritmica a diferentei de concentratie

Transferul de masă esteurmat de o reactie chimică ireversibilă si de aceea

( y1

iquestiquest y2iquest =0)

Dy m=( y1minus y2)

lny1

y2

y1= ySO2

(4 )

y2= ySO2

(6 ) =0 00007

DM i(4) =(G i

(4 )

M i)

DM N2

( 4 ) =3049398828

=1089071 kmoli h

DAr( 4 )= 49553

40=12388 kmoli h

DO2

( 4 )=181836432

=56824 kmoli h

DSO2

( 4 ) =1347564

=2105 kmoli h

DCO2

( 4 ) =952343344

=216442 kmoli h

DM T( 4 ) =13768 kmoli h

ySO2

( 4) =DM SO2

( 4 )

DM T(4 ) = 2105

13768=0001529

D y m=( y1minus y2 )

lny1

y2

=(0001529minus000007 )

ln0001529000007

=0000473

Dc=D y m∙ρv

M (6 )=0000473 ∙

10142973448

=1613∙ 10minus5

N=DM S O2

(4 ) minusDM SO2

(6 ) =2105minus105=20 kmoli h

N=K v ∙ S ∙ D c=20 kmoli h

S= NK v ∙ 3600∙ Dc

= 20

0087 ∙3600 ∙ 1613∙ 10minus5=395889 m2

Volumul umpluturii

V u=Sag

=39588995

=4167 m3

Inaltimea umpluturii

H u=V u

Areal

=41671257

=332

Hu se aproximeaza la 35 m

Desulfurarea umedă a gazelor de ardere are loc icircn turnuri de injecţie numite scrubere Icircn acest caz o soluţie sau suspensie alcalină sau alcalino-pamacircntoasa este dispersată icircn gazul de desulfurat sau este adusă icircntr-un contact omogen cu acesta astfel icircncacirct oxizii de sulf sunt icircndepărtaţi prin absorbţie Spălarea gazului cu apă este posibilă dar tendinţa gazelor de a se dizolva icircn apă este relativ redusă [4]

O metodă de desulfurare uscată a gazelor de ardere bazată pe adsorbţie fizică utilizează aditivi solizi Pe acest principiu se bazează icircndepărtarea combinată a oxizilor de sulf şi de azot cu cocs activ O altă posibilitate icircn special pentru instalaţii mici şi mijlocii (icircntre 50 - 100 MW) este absorbţia chimică a SO2 de către aditivi uscaţi activi din punct de vedere chimic Adăugarea de aditivi uscaţi pulverizaţi pe bază de calciu sau magneziu pentru reducerea emisiilor de componente acide ale gazelor (SO2 dar şi HCI şi HF) este cunoscută de mult timp şi reprezintă de cacirctva timp un procedeu obişnuit aplicat icircn numeroase focare Aditivii pot fi injectaţi icircn diferite puncte ale arderii sau icircn diferite puncte ale traseului gazelor de ardere

Procesele icircn care aditivul este adăugat icircntre generatorul de abur şi filtrul de particule este cel mai des icircntacirclnit icircntrucacirct este icircnsoţit de modificări minimale ale instalaţiei existente (camera de ardere construcţia cazanului) Icircn unele cazuri aditivul este introdus la sfacircrşitul traseului gazelor de ardere respectiv icircntre filtrul de particule şi coş icircn acest caz sunt necesare filtre de particule suplimentare

Icircn cazul arderii cărbunelui brun şi la arderea icircn strat fluidizat s-au obţinut rezultate bune prin dozarea aditivului icircn combustibil Figura 3 arată gradul de absorbţie a SO2 corespunzător diferiţilor aditivi uscaţi icircn funcţie de temperatură La temperaturi ridicate aditivii pe bază de magneziu se caracterizează prin grade mai reduse de absorbţie şi intervale active de temperatură mai icircnguste

Fig 3 Dependenţa de temperatură a absorbţiei de SO2 pentru diferiţi aditivi uscaţi

De asemenea eficienţa absorbţiei de SO2 cu ajutorul aditivilor uscaţi depinde şi de alţi factori precum timpul de rezidenţă gradul de amestecare a aditivului cu gazele de ardere de dimensiunile particulelor şi de porozitate Etapele reacţiei de calcinare hidratare şi absorbţie de SO2 a dolomitei sunt prezentate icircn figura 4

Fig 4 Etapele reacţiei de calcinare hidratare şi sulfatare a dolomitei

Icircn cazul metodelor uscate nu se produc ape reziduale Utilizarea produselor solide rezultate depinde de compoziţia lor chimică şi de modul de reţinere al acestora

Procesele semiuscate s-au dezvoltat pe baza faptului că absorbţia SO2 pe particulele de calcar poate fi icircmbunătăţită prin umidificarea acestora Icircn aceste procese agentul de absorbţie icircn general o suspensie de var sau de carbonat de sodiu ori o leşie de sodă caustică este pulverizată icircn gazele de ardere fierbinţi dispersate extrem de facircn Icircn urma acestui proces apa din absorbant vaporizează şi SO2 reacţionează cu agentul de absorbţie

Procesul de vaporizare durează pacircnă cacircnd produşii de reacţie iau forma unei pulberi uscate Aceasta poate fi icircndepărtată apoi din gazele de ardere cu ajutorul unei instalaţii clasice de desprăfuire (electrofiltru sau filtru sac)

Icircn figura 5 este prezentat procesul de desulfurare a gazelor de ardere prin acest procedeu Produsul final este alcătuit din gips la care se adăugă sulfit şi oxid de calciu De aceea cacircteodată se realizează o tratare termică ulterioară icircn scopul

majorării conţinutului de gips Produsele de reacţie cu un conţinut ridicat de gips pot fi utilizate icircn industria betoanelor şi a materialelor de construcţii Altfel reziduurile pot fi folosite icircn acelaşi mod ca cele rezultate icircn urma proceselor uscate de desulfurare

Principalul avantaj al procedeului de absorbţie prin pulverizare este acela că apa necesară vaporizează nerezultacircnd ape reziduale Icircn general gazele de ardere nu trebuie reicircncălzite din nou Icircn comparaţie cu procedeul uscat prin cel semiuscat se ating grade superioare de absorbţie a SO2 sbquo cu un exces mai redus de aditiv Totuşi cheltuielile de investiţie sunt mai ridicate

Desulfurarea umedă

Procesele de absorbţie umedă pot utiliza diverşi absorbanţi alcalini alcalinopamacircntosi sau alţi absorbanţi Solubilitatea icircn apă a absorbanţilor alcalini este mult mai mare decacirct a celor alcalino-pamacircntosi Icircn grupul de procese utilizacircnd alţi absorbanţi lichidul de spălare este icircn principal o soluţie acidă Factorul comun pentru toate aceste procese este utilizarea instalaţiilor icircn care se realizează contactul icircntre gaz şi lichid Aceste instalaţii creează o suprafaţă mare de contact realizacircnd transferul de masă al SO2 către fază lichidă Icircn cele ce urmează este prezentat procesul de desulfurare cu oxid de calciu

Dezvoltarea procedeelor de desulfurare umedă a gazelor de ardere de la centralele electrice pe bază de CaO a icircnceput icircn SUA icircn cadrul preocupărilor pentru eliminarea simultană a particulelor şi a dioxidului de sulf printr-o metodă

umedă Astfel scruberele Venturi de desprăfuire umedă au icircnceput să fie utilizate şi la desulfurarea gazelor de ardere Aceasta a condus icircn multe cazuri la reacţii icircntre particulele de cenuşă şi oxidul de calciu sau calcarul utilizat avacircnd drept consecinţa icircnfundarea scruberelor a conductelor şi a pompelor De aceea electrofiltrul era situat icircnaintea scruberului de tip Venturi Numai icircn acest mod se obţine un gips pur care poate fi revalorificat

Scruberele Venturi nu au fost icircn general acceptate deoarece realizau pierderi mari de presiune respectiv consum ridicat de energie Icircntre timp au fost dezvoltate alte tipuri de scrubare precum turnuri de spălare cu tub Venturi integrat sau alte componente Turnurile alcătuite din componente simple pentru minimizarea pierderilor s-au dovedit a fi soluţia cea mai bună (figura 6)

Fig 6 Turn de absorbţie prin pulverizare pentru desulfurarea umedă a gazelor

Astfel turnurile de spălare de construcţie mai nouă nu conţin decacirct cacircteva nivele spaţioase de pulverizare şi separatoare de picături instalate orizontal

Aceasta a condus la minimizarea pierderilor de presiune Un turn de spălare este alcătuit din trei părţi principale

zona inferioară de drenaj zona de contact gaz lichid zona de gaze de ardere curate

Icircn zona de drenaj suspensia rezultată din spălare este colectată amestecată ventilată şi icircmbogăţită cu absorbant proaspăt Volumul acestei zone este determinat icircn principal de viteză de dizolvare a absorbantului precum şi de cantitatea de SO2 ce trebuie icircnlăturată

Icircn zona mijlocie a scruberului zona de contact gaz lichid gazele sunt aduse icircn contact cu suspensia de spălare icircn contracurent şi astfel sunt spălate Lichidul de spălare este distribuit uniform pe mai multe nivele de pulverizare Astfel se creează un spaţiu de amestec omogen gaz lichid icircn care are loc transferul de masă de la gazele de ardere la lichidul de spălare

Icircn partea superioară a scruberului (zona de gaze de ardere curate) gazele de ardere trec printr-un separator de picături icircn care se reţin picăturile fine de lichid pe care le-au antrenat Pentru curăţare separatorul de picături este spălat cu apă de sus icircn jos icircntr-o anumită succesiune a sectoarelor acestuia cu ajutorul unor pulverizatoare

Figura 7 prezintă schema unei instalaţii moderne de desulfurare a gazelor de ardere cu oxidare integrată folosind calcar drept absorbant Astfel de instalaţii sunt icircn funcţiune icircn centralele noi din Germania Gazele care trebuie curăţate sunt răcite icircn schimbătorul regenerativ de căldură gaze-gaze şi trec prin turnul de spălare icircn contracurent faţă de absorbant Pentru a se evită suprasaturarea cu vapori de apă gazele curate sunt reicircncălzite icircn schimbătorul de căldură pacircnă la aproximativ 90 0C Eficienţa scruberului este de circa 92divide98 sbquo astfel icircncacirct se poate respecta fără vreo dificultate nu numai norma de 400 mg SO2m3sbquo dar şi alte cerinţe mai restrictive privind emisiile de SO2 Lichidul de spălare are o evoluţie ciclică Calcarul măcinat fin este preluat din siloz şi preparat cu apă (apă reziduală) rezultacircnd o suspensie care alimentează continuu zona inferioară a scruberului Pe de altă parte suspensia de gips este evacuată din scruber Separarea cristalelor mai mari de gips micşorarea lor ulterioară şi procesarea acestora se face icircntr-un hidrociclon Particulele fine de ghips care nu pot fi deshidratate atacirct de bine sunt trimise icircnapoi icircn ciclul absorbantului sub formă de cristale de sămacircnţă

Apa reziduală evacuată din ciclu trebuie tratată datorită conţinutului său ridicat de ioni şi de metale Unul dintre parametrii cei mai critici care determină cantitatea de apă uzată este conţinutul de cloride din gazul de evacuare şi apă de

proces deoarece concentraţia de cloride afectează nivelul de coroziune şi calitatea gipsului Odată ce caracteristicile apei uzate sunt bine determinate poate fi proiectat un sistem de tratare a apei uzate Icircn general este suficient un tratament fizico-chimic standard pentru a satisface cerinţele de protecţiei a mediului

Fig 7 Schema unei instalaţii de desulfurare a gazelor cu oxidare integrată

Gipsul rezultat ca produs secundar este folosit icircn industria materialelor de construcţii Gradul de calitate al gipsului este un factor important pentru proiectarea sistemului

Gipsul pentru pereţi trebuie să fie de o calitate ridicată o puritate icircnalta umezeală scăzută un conţinut foarte mic de compuşi sulfiţi neoxidaţi şi de substanţe dizolvate

Gipsul pentru ciment este tot un gips de calitate ridicată totuşi de o puritate mai scăzută decacirct icircn cazul anterior Conţinutul de umezeală trebuie să fie scăzut şi la fel trebuie să fie conţinutul de compuşi sulfiţi neoxidaţi şi de substanţe dizolvate

Icircn general gipsul este uscat de abur acesta fiind apoi trecut printr-o maşină de brichetat şi apoi depozitat icircn saci sau silozuri Gipsul recuperat prin oxidare icircntr-o singură buclă are o puritate mai redusă şi o umezeală mai mare comparativ cu cel obţinut prin oxidarea icircn două bucle

Aplicatie- purificarea gazelor de ardere pe baza de carbune

Sa se calculeze o instalatie de purificare a gazelor de ardere de la o central termica pe baza de carbune

In central se arde o cantitate de carbune de 30-05n th carbune care contine 25-001n S si 3+002n cenusa

Excesul de aer pentru ardere este de 25+02n Instalatia se bazeaza pe absorbtia SO2 in suspensie de Ca(OH)2 iar randamentul este de 95

n = 5

Bilant in punctul 1

Debitul de alimentare

30minus05 ∙5=275 t h=27500 kg h

Procentul de Sulf

25minus001∙ 5=245

Procentul de cenusa

3+002 ∙ 5=31

Excesul de aer

25+02 ∙ n=26 exces aer

Procentul de carbune

100minus( S+ cenusa )=100minus (245+31 )=9445 C

Debitul de Sulf

GS(1 )= S

100∙GT=

245100

∙ 27500=67375 kgh

Debitul de cenusa

Gcenusa(1 ) =cenusa

100∙GT=

31100

∙ 27500=8525 kg h

Debitul de carbon

GC(1 )=C

100∙GT=

9445100

∙27500=2597375 kgh

Se calculeaza cantitatea de oxigen necesara arderii carbunelui

C+O2rarr CO2

12 kg C 32 kg O2 44 kg CO2

GC x y

x=GC ∙ 32

12=2597375∙ 32

12=6926133 kg h

GCO2

(1 ) = y=GC ∙ 44

12=2597375 ∙44

12=9523433 kgh

Se calculeaza cantitatea necesara arderii sulfului

S+O2 rarr SO2

32 kg C 32 kg O2 64 kg SO2

GS xrsquo yrsquo

x =GS ∙ 32

32=67375 ∙ 32

32=67375 kgh

GSO2

(1 ) = y=GC ∙ 44

32=67375∙ 64

32=13475 kgh

Bilant in punctul 2

Debitul aerului de combustie

Compozitie aer

N2=791 O2=20 Ar=09

M am=sum y i ∙ M i=791100

∙ 28+ 20100

∙ 32+ 09100

∙ 40=28908

C i(2)=

molar ∙ M i

M am

CN 2

(2) =791 ∙2828908

=76615

CO2

(2)= 20 ∙ 3228908

=2214

C Ar(2) =09 ∙40

28908=1245

GO2=x+x =6926333+67375=6993708 kg h

Gaer(2 ) =GN 2

(2 )+GO2

(2 )+GAr(2 )

GO2

(2 )=GO2∙100+exces aer

100=6993708 ∙

100+26100

=8812072kgh

100 kg aer 76615 kg N2 22140 kg O2 1245 kg Ar

Gaer(2 ) GN2

(2 ) GO2

(2 ) GAr(2 )

Gaer(2 ) =

GO 2

(2) ∙ 100

2214=8812072∙ 100

2214=3980159

GN2

(2 )=GO2

(2 ) ∙ 76615

2214=8812072 ∙76615

2214=30493988

GAr(2 )=

GO2

(2 ) ∙1245

2214=8812072 ∙ 1245

2214=49553

Bilant in punctul 3

C+O2rarr CO2

GCO2

(3 ) =GCO2

(1 ) =9523433 kg h

S+O2 rarr SO2

GSO2

(3 ) =GSO2

(1) =13475 kg h

Se considera ca in faza de combustie eficienta indepartarii cenusei din gaze este 90

Gcenusa(3 ) =01 ∙ Gcenusa

(1) =01 ∙8525=8525 kg h

GN2

(3 )=GN2

( 2)=30493988 kgh

GAr(3 )=G Ar

(2) =49553 kgh

GO2

(3 )=GO2

(2)minus( x+x )=8812072minus (6926333+67375 )=1818364 kg h

GT(3 )=GN2

(3 ) +GAr(3 ) +GO2

(3 )+GCO2

(3 ) +G SO2

(3) =30493988+49553+1818364+9523708+13475=4246634 kgh

Bilant in punctul 7

Gcenusa(7 ) =09 ∙ Gcenusa

(1 ) =09 ∙8525=76725 kgh

Bilant in punctul 4

Eficienta desprafuirii este de 90

Gcenusa( 4) =01 ∙ Gcenusa

(3 ) =01 ∙8525=8525 kg h

GN2

( 4)=GN2

( 3)=30493988 kgh

GAr( 4)=G Ar

(3) =49553 kgh

GO2

( 4)=GO2

(3)=1818364 kg h

GCO2

( 4) =GCO2

(3 ) =9523433 kg h

GSO2

( 4) =GSO2

(3 ) =13475 kg h

GT( 4)=GN2

(4 )+GAr( 4 )+GO 2

(4 )+GCO2

(4 ) +GSO2

( 4) =30493988+49553+1818364+9523708+13475=4246634 kg h

Bilant in punctul 5

Gcenusa(5 ) =09 ∙ Gcenusa

(3 ) =09 ∙8525=76725 kgh

Bilant in punctul 6

Se considera arbitrar ca numai 10 Ca(OH)2 reactioneaza cu CO2 si 90 din Ca(OH)2 reactioneaza cu SO2

Ca(OH )2+SO2+H 2O+O2rarr CaSO4 ∙2 H 2O

74 kg Ca(OH)2 64 kg SO2 16 kg O2 18 kg H2O 172 kg CaSO42H2O

a GSO2 react b c d

η|iquest|=95 iquest

GSO2 react=GSO2

(1) ∙η|iquest|∙

1100

=13475 ∙95

100=1280125kg hiquest

a=1280125∙ 7464

=148014 kg hCa(OH )2

b=1280125 ∙ 1664

=32003 kg h O2

c=1280125 ∙1864

=36003 kgh H 2 O

d=1280125 ∙ 17264

=3440325 kgh CaSO4 ∙2 H 2O

Ca(OH )2+CO2rarr CaCO3+H 2O

74 kg Ca(OH)2 44 kg CO2 100 kg CaCO3 18 kg H2O

19

GCa (OH )2 u w z

19

GCa(OH )2=148014

9=16446 kg hCa(OH )2

u=16446 ∙4474

=9779 kg hCO2

w=16446 ∙10074

=22224 kg hCaCO3

z=16446 ∙1874

=4001 kg h H 2 O

GN2

(6 )=GN2

( 4 )=30493988 kgh

GAr(6 )=G Ar

(4 )=49553 kgh

GSO2

(6 ) =GSO2

(4 ) minusG SO2 react=13475minus1280125=67375 kg h

GCO2

(6 ) =GCO2

( 4) minusGCO2(u )=9523433minus9779=9513654 kg h

GO2

(6 )=GO2

(4 )minusGO2(b )=1818364minus32003=1786361 kg h

Se considera ca la iesirea din absorber gazele au temperatura de 35⁰C iar

faza lichida are 35⁰C si presiune atmosferica

PH 2O(35 )=00573 atm

Fractii molare

y H 2O=00573

y gazeuscate=09427

Debitul molar de gaze uscate in punctul 6

DM(6 )=DCO2

( 6) +DSO2

(6 ) +DO2

( 6)+DAr( 6) +DN2

(6)

DCO2

(6 ) =GCO2

(6 )

44=9513654

44=216219 kmoli h

DSO2

(6 ) =G SO2

( 6)

64=67375

64=105 kmoli h

DO2

(6 )=GO2

( 6)

32=1786361

32=55824 kmoli h

DN2

(6 )=GN 2

(6 )

28=30493988

28=1089071 kmoli h

DAr(6 )=

GAr( 6)

40=49553

40=12388 kmoli h

DM(6 )=DCO2

( 6) +DSO2

(6 ) +DO2

( 6)+DAr( 6) +DN2

(6) =216219+105+55824+1089071+12388=1373607 kmoli h

1 kmoli gaze 00573 kmoli H2O 09427 kmoli gaze uscate

DH 2O(6 ) DM

(6 )

DH 2O(6 ) =00573∙1373607

09427=83492kmoli h

GH2 O(6 ) =18 ∙ DH 2 O

( 6) =18 ∙83492=1502856 kg h

GT(6 )=GAr

( 6) +G SO2

( 6) +GCO2

(6 ) +GO2

(6 )+GN2

(6 ) +GH 2 O(6 ) =49553+67375+9513654+1786361+30493988+1502856=43799127 kg h

Bilant in punctul 18

Debitul de var hidratat introdus in prepararea laptelui de varConsideram ca varul hidratat contine

a) Umiditate - 5b) Impuritati solide insolubile - 5c) Ca(OH)2 - 90

GCa(OH )2=a=148014 kg h(calculat la punctul 6)

100 kg var hidratat 90 kg Ca (OH)2

GCa(OH )2 GCa(OH )2

=148014 kg h

GCa(OH )2

(18 ) =100 ∙ 14801490

=16446 kgh

Debitul total de gaz

GT(18 )=

GCa (OH )2∙100

90=

16446 ∙ 10090

=182733 kgh

Din debitul total de gaz vom calcula apa si impuritatileGH2 O

(18 ) =005 ∙GT(18)=005 ∙ 182733=9137 kg h

Gimp(18 )=005 ∙ GT

(18)=005∙ 182733=9137 kg h

Bilant in punctul 8

Consideram ca in punctul 8 suspensia contine 2 solid si 98 apa

Ca (OH )2+H 2O+SO2+12

O2rarr Ca SO4 ∙2 H 2 O

74 kg Ca(OH)2 64 kg SO2 16 kg O2 18 kg H2O 172 kg CaSO42H2O

a GSO2 react b c d

74 kg Ca(OH)2 44 kg CO2 100 kg CaCO3 18 kg H2O

19

GCa (OH )2 u w z

Gsolide( 8) =d+w+Gcenusa

(4 ) +Gimp(18)=3440325+22224+8525+9137=376246 kg h

Rata de iesire (formare) este 51Gmat solide

( 8) =Gsolide(8 ) ∙ 5=376246 ∙ 5=188123 kg h

GT( 8)=

Gmat solide

002=188123

002=940615 kg h

GH2 O( 8) =GT

(8 )minusGmat solide(8 ) =940615minus188123=9218027

kgh

Bilant in punctul 9

GT( 9)=08 ∙ GT

(8 )=08 ∙ 940615=752492 kg h

Gsolide( 9) =08 ∙G solide

(8 ) =08∙ 376246=300997 kg h

GH2 O( 9) =GT

(9 )minusGsolide(9 ) =752492minus300997=74948203 kg h

Bilant in punctul 12

GT(12 )=02∙ GT

( 8)=02 ∙ 940615=188123 kg h

Gsolide(12 ) =Gsolide

(8 ) =376246 kg h

GH2 O(12 ) =GT

(12)minusG solide(12) =188123minus376246=18436054 kg h

Bilant in punctul 13

Se calculeaza namolul de decantareGsolide

(13 ) =Gsolide(12) =376246 kg h

Umiditatea namolului 85

GT(13 )=

G solide( 13)

015=376246

015=2508307kg h

GH2 O(13 ) =GT

(13 )minusGsolide(13) =2508307minus376246=2132061 kg h

Bilant in punctul 14

Se calculeaza namolul de la filtrare

Gsolide(14 ) =Gsolide

(13 ) =376246 kg h

Umiditatea namolului de la filtrare ndash 40

GT(14 )=

Gsolide(14 )

06=376246

06=627077 kg h

GH2 O(14 ) =GT

(14 )minusGsolide(14 ) =627077minus376246=250831 kg h

Bilant in punctul 15

Se calculeaza limpedele de la decantare

GT(15 )=GH 2 O

(15) =GT(12)minusGT

( 13)=188123minus2508307=16303993 kg h

Bilant in punctul 16

GT(16 )=GH 2 O

(16 ) =GT(13)minusGT

(14)=2508307minus627077=188123 kg h

Bilant in punctul 17

Se calculeaza adaosul de apa

Debit apa care intra este

GH2 Ointrata=GH2 O(17 ) +GH 2O

(18 ) +cH 2 O(8 ) +zH 2 O

(8 )

Debit de apa care iese este

GH2 Ointrata=GH2 O(6 ) +GH 2O

(14 ) +dCaSO4 ∙ H 2 O(8 ) + 36

172

GH2 Ointrata=GH2 Ointrata

GH2 O(17 ) =GH 2 O

(6 ) +GH2 O(14 ) +dCaSO4 ∙ H 2O

(8 ) + 36172

minus(GH 2 O(18) +c H 2O

( 8) + zH 2 O( 8) )=1502856+250831+3440325+ 36

172minus(9137+36003+4001 )=2048599 kgh

Bilant in punctul 20

Se calculeaza laptele de var 20

GCa(OH )2

(20 ) =GCa(OH )2

(18 ) =16446kg h

Gimp(20 )=Gimp

(18 )=9137 kg h

GT(20 )=

GCa(OH )2

(20)

02=16446

02=8223 kg h

GH2 O(20 ) =GT

(20 )minusGimp(20)minusGCa (OH )2

(20) =8223minus9137minus16446=648704 kgh

Bilant in punctul 19

GH2 O(19 ) =GH 2 O

(20 ) minusGH 2 O(18) =648704minus9137=639567 kg h

GT(19 )=GT

(20 )minusGT(18)=8223minus182733=639567 kg h

GH2 O(19 ) =GT

(19 )

Bilant in punctul 21

GH2 O(21 ) =GH 2 O

(15 ) +GH 2 O( 16) +GH 2 O

(17 ) minusGH 2 O(19) =16303993+188123+2048599minus639567=19594255 kg h

Bilant in punctul 11

GT(11 )=GH 2 O

( 20) +GH 2 O(21) =648704+19594255=20242959 kg h

Bilant in punctul 10

GT(10 )=GT

(11 )+GT(9 )=20242959+752492=95492159 kgh

Predimensionarea absorberului

1 Calculul ariei minime a sectiunii coloanei

Consideram ca in coloana se foloseşte o umplutura cu inele Rasching cu caracteristicile urmatoare

dimensiuniLDd=505050 mm suprafaţa specifica ag=95 m2m3

fracţia de goluri εg=079 m3m3

densitatea aparenta ρa=500 Kgm3

Viteza de inecare este

lg [ v i ∙ ag

g ∙ εg3 ∙

ρ v

ρl

(103 ηl )016]=Aminus175( L

G )14 ∙( ρv

ρl)

18

unde vi= viteza de inecare

ag= suprafaţa specifica a umpluturii

εg= fracţia de goluri a umpluturii

ρv= densitatea fazei gazoase( considerata min punctul de bilant 6)

ρl= densitatea fazei lichide( considerata 103 Kgm3)

ηl= viscozitatea fazei lichide( considerata 10-3 Kgms)

A= coeficientul ales in funcţie de natura umpluturii (A=022)

Lrsquo=debitul masic al fazei lichide=GT(8)

Grsquo= debitul masic al fazei gazoase=GT(6)

Din bilanţul in punctul (6) rezulta

DM i(6 ) =(G i

(6 )

M i)

y i=DM i

(6 )

sum DM i( 6)

sum DM i(6 )

unde i= CO2 SO2 N2 Ar O2 H2O

yCO2=0144

y N2=0755

y Ar=00086

yO2=0044

ySO2=000007

y H 2O=0047

M (6 )=sum y i ∙ M i=2973448 kg

Presiunea gazelor se considera 1 atm

V M=V M0 ∙

TT 0

=22 4 ∙TT 0

La intrarea in absorber t i gaze=135

La iesirea din absorber t e gaze=35

tm=135+35

2=85

T=85+273=358 K

ρ v=M ( 6)

V M

=M ( 6)

V M0 ∙

T 0

T=29802

224∙273358

=1014 kgm3

lg [ v i ∙ 95

981∙ 0793 ∙1014

103 ∙ (103 ∙10minus3 )016]=022minus175( 94061543799127 )

14 ∙( 1014

103 )18

lg v i=1 03v i=10 73 m s

Debitul volumetric de gaze

Gv=DM T(6 ) ∙ V m

0 ∙TT 0

=1373607 ∙224 ∙358273

=403488251 m3h

Amin=Gv

v i ∙3600= 403488251

3600∙1073=10445 m3h

Dmin=radic 4 ∙ Amin

π=radic 4 ∙10445

π=364 m

Pentru diametre mai mari de 2 valorile se aleg din 05 icircn 05 m

Deci Dmin=4 m

Aria reala este

Areala=π D2

4=π ∙ 42

4=1257 m2

2 Calculul suprafetei de transfer şi a volumului de umplutură

Coeficientul de difuzie

Dso2minusg=43 ∙ 10minus7

∙T

32

P(V A

13 +V B

13)2 ∙radic 1

M A

+1

M B

[m2 s ]

unde

T- temperatura [K]

p- presiunea p = 1 atm

VA VB-volume molare la punctul normal de fierbere[cm3mol]

Consideram ca A este amestecul gazos din punctul de bilant (6) iar B= SO2

V SO2=44 8 cm3 iquestmol

V Ar=29 8 cm3 mol

V N2=31 2 cm3 iquestmol

V H2

O =18 9 cm3 iquestmol

V CO2=34 4 cm3iquestmol

V O2=25 6 cm3iquest mol

Coeficientul de difuzie se considera pentru amestecul din punctul (6)

V A=sum y isdotV i

V B=V SO2=44 8 cm3 iquestmol

V Ar=0 0086sdot29 8 =0 25628 cm3 mol iquest

V N2=0 755sdot31 2 =23 556 cm3 iquestmol iquest

V H2

O =0 047sdot18 9 =0 8883 cm3 iquestmol iquestiquestV CO2=0 144sdot34 4 =4 9536 cm3 iquestmol iquestiquestiquestV O

2=0 043sdot25 6 =1 1008 cm3 iquestmol iquestiquestiquestiquestV A =30 75498 cm3iquestmol

M A=M (6)=29 73448 kgM B=M SO2

=64 Kg

Dso2minusg=43 ∙10minus7

∙358

32

1(307549813 +448

13 )2

∙radic 12973448

+1

64 [m2 s ]

DSO2minusg=1 4466sdot10minus5 [ m2iquest s ]

Re=Gsdotdgηv

G=GT

(6)

Arealsdot3600 Kg m2 s

Diametrul mediu al granulelor

dg=005m

ηv=ηam=1910-6 Kgms

G= 437991271257 ∙ 3600

=968 kg m2 s

real=G ∙ dgηv

=978 ∙ 005

19 ∙10minus6=2573684

Sc=ηv

ρ v ∙D SO2minusg

= 19∙ 10minus6

1014 ∙ 14466 ∙10minus5=1295

sh=c ∙ real059 ∙ Sc033

unde c=069

Sh=069∙ 2573684059∙ 1295033=300694

Sh=KV ∙ dgDS 04minusg

=iquest K v=Sh ∙ DSO4minusg

dg=300694 ∙14466 ∙ 10minus5

005=0087 m3m2 s

Debitul absorbit de SO2(N)

N=K vsdotSsdotDc

unde Kv= coeficient de transfer de masă

S= suprafata de transfer

Dc= forta motricea procesului de transfer de masă

Dy m=( y1minus y1

iquest )minus( y2minus y2iquest )

ln( y1minus y1

iquest )( y2minus y2

iquest )

unde y1y2= concentraţiile la baza coloanei si la vacircrful coloanei

y=concentratia gazului in echilibru cu x

( yminus yiquest) =diferenta medie logaritmica a diferentei de concentratie

Transferul de masă esteurmat de o reactie chimică ireversibilă si de aceea

( y1

iquestiquest y2iquest =0)

Dy m=( y1minus y2)

lny1

y2

y1= ySO2

(4 )

y2= ySO2

(6 ) =0 00007

DM i(4) =(G i

(4 )

M i)

DM N2

( 4 ) =3049398828

=1089071 kmoli h

DAr( 4 )= 49553

40=12388 kmoli h

DO2

( 4 )=181836432

=56824 kmoli h

DSO2

( 4 ) =1347564

=2105 kmoli h

DCO2

( 4 ) =952343344

=216442 kmoli h

DM T( 4 ) =13768 kmoli h

ySO2

( 4) =DM SO2

( 4 )

DM T(4 ) = 2105

13768=0001529

D y m=( y1minus y2 )

lny1

y2

=(0001529minus000007 )

ln0001529000007

=0000473

Dc=D y m∙ρv

M (6 )=0000473 ∙

10142973448

=1613∙ 10minus5

N=DM S O2

(4 ) minusDM SO2

(6 ) =2105minus105=20 kmoli h

N=K v ∙ S ∙ D c=20 kmoli h

S= NK v ∙ 3600∙ Dc

= 20

0087 ∙3600 ∙ 1613∙ 10minus5=395889 m2

Volumul umpluturii

V u=Sag

=39588995

=4167 m3

Inaltimea umpluturii

H u=V u

Areal

=41671257

=332

Hu se aproximeaza la 35 m

Fig 3 Dependenţa de temperatură a absorbţiei de SO2 pentru diferiţi aditivi uscaţi

De asemenea eficienţa absorbţiei de SO2 cu ajutorul aditivilor uscaţi depinde şi de alţi factori precum timpul de rezidenţă gradul de amestecare a aditivului cu gazele de ardere de dimensiunile particulelor şi de porozitate Etapele reacţiei de calcinare hidratare şi absorbţie de SO2 a dolomitei sunt prezentate icircn figura 4

Fig 4 Etapele reacţiei de calcinare hidratare şi sulfatare a dolomitei

Icircn cazul metodelor uscate nu se produc ape reziduale Utilizarea produselor solide rezultate depinde de compoziţia lor chimică şi de modul de reţinere al acestora

Procesele semiuscate s-au dezvoltat pe baza faptului că absorbţia SO2 pe particulele de calcar poate fi icircmbunătăţită prin umidificarea acestora Icircn aceste procese agentul de absorbţie icircn general o suspensie de var sau de carbonat de sodiu ori o leşie de sodă caustică este pulverizată icircn gazele de ardere fierbinţi dispersate extrem de facircn Icircn urma acestui proces apa din absorbant vaporizează şi SO2 reacţionează cu agentul de absorbţie

Procesul de vaporizare durează pacircnă cacircnd produşii de reacţie iau forma unei pulberi uscate Aceasta poate fi icircndepărtată apoi din gazele de ardere cu ajutorul unei instalaţii clasice de desprăfuire (electrofiltru sau filtru sac)

Icircn figura 5 este prezentat procesul de desulfurare a gazelor de ardere prin acest procedeu Produsul final este alcătuit din gips la care se adăugă sulfit şi oxid de calciu De aceea cacircteodată se realizează o tratare termică ulterioară icircn scopul

majorării conţinutului de gips Produsele de reacţie cu un conţinut ridicat de gips pot fi utilizate icircn industria betoanelor şi a materialelor de construcţii Altfel reziduurile pot fi folosite icircn acelaşi mod ca cele rezultate icircn urma proceselor uscate de desulfurare

Principalul avantaj al procedeului de absorbţie prin pulverizare este acela că apa necesară vaporizează nerezultacircnd ape reziduale Icircn general gazele de ardere nu trebuie reicircncălzite din nou Icircn comparaţie cu procedeul uscat prin cel semiuscat se ating grade superioare de absorbţie a SO2 sbquo cu un exces mai redus de aditiv Totuşi cheltuielile de investiţie sunt mai ridicate

Desulfurarea umedă

Procesele de absorbţie umedă pot utiliza diverşi absorbanţi alcalini alcalinopamacircntosi sau alţi absorbanţi Solubilitatea icircn apă a absorbanţilor alcalini este mult mai mare decacirct a celor alcalino-pamacircntosi Icircn grupul de procese utilizacircnd alţi absorbanţi lichidul de spălare este icircn principal o soluţie acidă Factorul comun pentru toate aceste procese este utilizarea instalaţiilor icircn care se realizează contactul icircntre gaz şi lichid Aceste instalaţii creează o suprafaţă mare de contact realizacircnd transferul de masă al SO2 către fază lichidă Icircn cele ce urmează este prezentat procesul de desulfurare cu oxid de calciu

Dezvoltarea procedeelor de desulfurare umedă a gazelor de ardere de la centralele electrice pe bază de CaO a icircnceput icircn SUA icircn cadrul preocupărilor pentru eliminarea simultană a particulelor şi a dioxidului de sulf printr-o metodă

umedă Astfel scruberele Venturi de desprăfuire umedă au icircnceput să fie utilizate şi la desulfurarea gazelor de ardere Aceasta a condus icircn multe cazuri la reacţii icircntre particulele de cenuşă şi oxidul de calciu sau calcarul utilizat avacircnd drept consecinţa icircnfundarea scruberelor a conductelor şi a pompelor De aceea electrofiltrul era situat icircnaintea scruberului de tip Venturi Numai icircn acest mod se obţine un gips pur care poate fi revalorificat

Scruberele Venturi nu au fost icircn general acceptate deoarece realizau pierderi mari de presiune respectiv consum ridicat de energie Icircntre timp au fost dezvoltate alte tipuri de scrubare precum turnuri de spălare cu tub Venturi integrat sau alte componente Turnurile alcătuite din componente simple pentru minimizarea pierderilor s-au dovedit a fi soluţia cea mai bună (figura 6)

Fig 6 Turn de absorbţie prin pulverizare pentru desulfurarea umedă a gazelor

Astfel turnurile de spălare de construcţie mai nouă nu conţin decacirct cacircteva nivele spaţioase de pulverizare şi separatoare de picături instalate orizontal

Aceasta a condus la minimizarea pierderilor de presiune Un turn de spălare este alcătuit din trei părţi principale

zona inferioară de drenaj zona de contact gaz lichid zona de gaze de ardere curate

Icircn zona de drenaj suspensia rezultată din spălare este colectată amestecată ventilată şi icircmbogăţită cu absorbant proaspăt Volumul acestei zone este determinat icircn principal de viteză de dizolvare a absorbantului precum şi de cantitatea de SO2 ce trebuie icircnlăturată

Icircn zona mijlocie a scruberului zona de contact gaz lichid gazele sunt aduse icircn contact cu suspensia de spălare icircn contracurent şi astfel sunt spălate Lichidul de spălare este distribuit uniform pe mai multe nivele de pulverizare Astfel se creează un spaţiu de amestec omogen gaz lichid icircn care are loc transferul de masă de la gazele de ardere la lichidul de spălare

Icircn partea superioară a scruberului (zona de gaze de ardere curate) gazele de ardere trec printr-un separator de picături icircn care se reţin picăturile fine de lichid pe care le-au antrenat Pentru curăţare separatorul de picături este spălat cu apă de sus icircn jos icircntr-o anumită succesiune a sectoarelor acestuia cu ajutorul unor pulverizatoare

Figura 7 prezintă schema unei instalaţii moderne de desulfurare a gazelor de ardere cu oxidare integrată folosind calcar drept absorbant Astfel de instalaţii sunt icircn funcţiune icircn centralele noi din Germania Gazele care trebuie curăţate sunt răcite icircn schimbătorul regenerativ de căldură gaze-gaze şi trec prin turnul de spălare icircn contracurent faţă de absorbant Pentru a se evită suprasaturarea cu vapori de apă gazele curate sunt reicircncălzite icircn schimbătorul de căldură pacircnă la aproximativ 90 0C Eficienţa scruberului este de circa 92divide98 sbquo astfel icircncacirct se poate respecta fără vreo dificultate nu numai norma de 400 mg SO2m3sbquo dar şi alte cerinţe mai restrictive privind emisiile de SO2 Lichidul de spălare are o evoluţie ciclică Calcarul măcinat fin este preluat din siloz şi preparat cu apă (apă reziduală) rezultacircnd o suspensie care alimentează continuu zona inferioară a scruberului Pe de altă parte suspensia de gips este evacuată din scruber Separarea cristalelor mai mari de gips micşorarea lor ulterioară şi procesarea acestora se face icircntr-un hidrociclon Particulele fine de ghips care nu pot fi deshidratate atacirct de bine sunt trimise icircnapoi icircn ciclul absorbantului sub formă de cristale de sămacircnţă

Apa reziduală evacuată din ciclu trebuie tratată datorită conţinutului său ridicat de ioni şi de metale Unul dintre parametrii cei mai critici care determină cantitatea de apă uzată este conţinutul de cloride din gazul de evacuare şi apă de

proces deoarece concentraţia de cloride afectează nivelul de coroziune şi calitatea gipsului Odată ce caracteristicile apei uzate sunt bine determinate poate fi proiectat un sistem de tratare a apei uzate Icircn general este suficient un tratament fizico-chimic standard pentru a satisface cerinţele de protecţiei a mediului

Fig 7 Schema unei instalaţii de desulfurare a gazelor cu oxidare integrată

Gipsul rezultat ca produs secundar este folosit icircn industria materialelor de construcţii Gradul de calitate al gipsului este un factor important pentru proiectarea sistemului

Gipsul pentru pereţi trebuie să fie de o calitate ridicată o puritate icircnalta umezeală scăzută un conţinut foarte mic de compuşi sulfiţi neoxidaţi şi de substanţe dizolvate

Gipsul pentru ciment este tot un gips de calitate ridicată totuşi de o puritate mai scăzută decacirct icircn cazul anterior Conţinutul de umezeală trebuie să fie scăzut şi la fel trebuie să fie conţinutul de compuşi sulfiţi neoxidaţi şi de substanţe dizolvate

Icircn general gipsul este uscat de abur acesta fiind apoi trecut printr-o maşină de brichetat şi apoi depozitat icircn saci sau silozuri Gipsul recuperat prin oxidare icircntr-o singură buclă are o puritate mai redusă şi o umezeală mai mare comparativ cu cel obţinut prin oxidarea icircn două bucle

Aplicatie- purificarea gazelor de ardere pe baza de carbune

Sa se calculeze o instalatie de purificare a gazelor de ardere de la o central termica pe baza de carbune

In central se arde o cantitate de carbune de 30-05n th carbune care contine 25-001n S si 3+002n cenusa

Excesul de aer pentru ardere este de 25+02n Instalatia se bazeaza pe absorbtia SO2 in suspensie de Ca(OH)2 iar randamentul este de 95

n = 5

Bilant in punctul 1

Debitul de alimentare

30minus05 ∙5=275 t h=27500 kg h

Procentul de Sulf

25minus001∙ 5=245

Procentul de cenusa

3+002 ∙ 5=31

Excesul de aer

25+02 ∙ n=26 exces aer

Procentul de carbune

100minus( S+ cenusa )=100minus (245+31 )=9445 C

Debitul de Sulf

GS(1 )= S

100∙GT=

245100

∙ 27500=67375 kgh

Debitul de cenusa

Gcenusa(1 ) =cenusa

100∙GT=

31100

∙ 27500=8525 kg h

Debitul de carbon

GC(1 )=C

100∙GT=

9445100

∙27500=2597375 kgh

Se calculeaza cantitatea de oxigen necesara arderii carbunelui

C+O2rarr CO2

12 kg C 32 kg O2 44 kg CO2

GC x y

x=GC ∙ 32

12=2597375∙ 32

12=6926133 kg h

GCO2

(1 ) = y=GC ∙ 44

12=2597375 ∙44

12=9523433 kgh

Se calculeaza cantitatea necesara arderii sulfului

S+O2 rarr SO2

32 kg C 32 kg O2 64 kg SO2

GS xrsquo yrsquo

x =GS ∙ 32

32=67375 ∙ 32

32=67375 kgh

GSO2

(1 ) = y=GC ∙ 44

32=67375∙ 64

32=13475 kgh

Bilant in punctul 2

Debitul aerului de combustie

Compozitie aer

N2=791 O2=20 Ar=09

M am=sum y i ∙ M i=791100

∙ 28+ 20100

∙ 32+ 09100

∙ 40=28908

C i(2)=

molar ∙ M i

M am

CN 2

(2) =791 ∙2828908

=76615

CO2

(2)= 20 ∙ 3228908

=2214

C Ar(2) =09 ∙40

28908=1245

GO2=x+x =6926333+67375=6993708 kg h

Gaer(2 ) =GN 2

(2 )+GO2

(2 )+GAr(2 )

GO2

(2 )=GO2∙100+exces aer

100=6993708 ∙

100+26100

=8812072kgh

100 kg aer 76615 kg N2 22140 kg O2 1245 kg Ar

Gaer(2 ) GN2

(2 ) GO2

(2 ) GAr(2 )

Gaer(2 ) =

GO 2

(2) ∙ 100

2214=8812072∙ 100

2214=3980159

GN2

(2 )=GO2

(2 ) ∙ 76615

2214=8812072 ∙76615

2214=30493988

GAr(2 )=

GO2

(2 ) ∙1245

2214=8812072 ∙ 1245

2214=49553

Bilant in punctul 3

C+O2rarr CO2

GCO2

(3 ) =GCO2

(1 ) =9523433 kg h

S+O2 rarr SO2

GSO2

(3 ) =GSO2

(1) =13475 kg h

Se considera ca in faza de combustie eficienta indepartarii cenusei din gaze este 90

Gcenusa(3 ) =01 ∙ Gcenusa

(1) =01 ∙8525=8525 kg h

GN2

(3 )=GN2

( 2)=30493988 kgh

GAr(3 )=G Ar

(2) =49553 kgh

GO2

(3 )=GO2

(2)minus( x+x )=8812072minus (6926333+67375 )=1818364 kg h

GT(3 )=GN2

(3 ) +GAr(3 ) +GO2

(3 )+GCO2

(3 ) +G SO2

(3) =30493988+49553+1818364+9523708+13475=4246634 kgh

Bilant in punctul 7

Gcenusa(7 ) =09 ∙ Gcenusa

(1 ) =09 ∙8525=76725 kgh

Bilant in punctul 4

Eficienta desprafuirii este de 90

Gcenusa( 4) =01 ∙ Gcenusa

(3 ) =01 ∙8525=8525 kg h

GN2

( 4)=GN2

( 3)=30493988 kgh

GAr( 4)=G Ar

(3) =49553 kgh

GO2

( 4)=GO2

(3)=1818364 kg h

GCO2

( 4) =GCO2

(3 ) =9523433 kg h

GSO2

( 4) =GSO2

(3 ) =13475 kg h

GT( 4)=GN2

(4 )+GAr( 4 )+GO 2

(4 )+GCO2

(4 ) +GSO2

( 4) =30493988+49553+1818364+9523708+13475=4246634 kg h

Bilant in punctul 5

Gcenusa(5 ) =09 ∙ Gcenusa

(3 ) =09 ∙8525=76725 kgh

Bilant in punctul 6

Se considera arbitrar ca numai 10 Ca(OH)2 reactioneaza cu CO2 si 90 din Ca(OH)2 reactioneaza cu SO2

Ca(OH )2+SO2+H 2O+O2rarr CaSO4 ∙2 H 2O

74 kg Ca(OH)2 64 kg SO2 16 kg O2 18 kg H2O 172 kg CaSO42H2O

a GSO2 react b c d

η|iquest|=95 iquest

GSO2 react=GSO2

(1) ∙η|iquest|∙

1100

=13475 ∙95

100=1280125kg hiquest

a=1280125∙ 7464

=148014 kg hCa(OH )2

b=1280125 ∙ 1664

=32003 kg h O2

c=1280125 ∙1864

=36003 kgh H 2 O

d=1280125 ∙ 17264

=3440325 kgh CaSO4 ∙2 H 2O

Ca(OH )2+CO2rarr CaCO3+H 2O

74 kg Ca(OH)2 44 kg CO2 100 kg CaCO3 18 kg H2O

19

GCa (OH )2 u w z

19

GCa(OH )2=148014

9=16446 kg hCa(OH )2

u=16446 ∙4474

=9779 kg hCO2

w=16446 ∙10074

=22224 kg hCaCO3

z=16446 ∙1874

=4001 kg h H 2 O

GN2

(6 )=GN2

( 4 )=30493988 kgh

GAr(6 )=G Ar

(4 )=49553 kgh

GSO2

(6 ) =GSO2

(4 ) minusG SO2 react=13475minus1280125=67375 kg h

GCO2

(6 ) =GCO2

( 4) minusGCO2(u )=9523433minus9779=9513654 kg h

GO2

(6 )=GO2

(4 )minusGO2(b )=1818364minus32003=1786361 kg h

Se considera ca la iesirea din absorber gazele au temperatura de 35⁰C iar

faza lichida are 35⁰C si presiune atmosferica

PH 2O(35 )=00573 atm

Fractii molare

y H 2O=00573

y gazeuscate=09427

Debitul molar de gaze uscate in punctul 6

DM(6 )=DCO2

( 6) +DSO2

(6 ) +DO2

( 6)+DAr( 6) +DN2

(6)

DCO2

(6 ) =GCO2

(6 )

44=9513654

44=216219 kmoli h

DSO2

(6 ) =G SO2

( 6)

64=67375

64=105 kmoli h

DO2

(6 )=GO2

( 6)

32=1786361

32=55824 kmoli h

DN2

(6 )=GN 2

(6 )

28=30493988

28=1089071 kmoli h

DAr(6 )=

GAr( 6)

40=49553

40=12388 kmoli h

DM(6 )=DCO2

( 6) +DSO2

(6 ) +DO2

( 6)+DAr( 6) +DN2

(6) =216219+105+55824+1089071+12388=1373607 kmoli h

1 kmoli gaze 00573 kmoli H2O 09427 kmoli gaze uscate

DH 2O(6 ) DM

(6 )

DH 2O(6 ) =00573∙1373607

09427=83492kmoli h

GH2 O(6 ) =18 ∙ DH 2 O

( 6) =18 ∙83492=1502856 kg h

GT(6 )=GAr

( 6) +G SO2

( 6) +GCO2

(6 ) +GO2

(6 )+GN2

(6 ) +GH 2 O(6 ) =49553+67375+9513654+1786361+30493988+1502856=43799127 kg h

Bilant in punctul 18

Debitul de var hidratat introdus in prepararea laptelui de varConsideram ca varul hidratat contine

a) Umiditate - 5b) Impuritati solide insolubile - 5c) Ca(OH)2 - 90

GCa(OH )2=a=148014 kg h(calculat la punctul 6)

100 kg var hidratat 90 kg Ca (OH)2

GCa(OH )2 GCa(OH )2

=148014 kg h

GCa(OH )2

(18 ) =100 ∙ 14801490

=16446 kgh

Debitul total de gaz

GT(18 )=

GCa (OH )2∙100

90=

16446 ∙ 10090

=182733 kgh

Din debitul total de gaz vom calcula apa si impuritatileGH2 O

(18 ) =005 ∙GT(18)=005 ∙ 182733=9137 kg h

Gimp(18 )=005 ∙ GT

(18)=005∙ 182733=9137 kg h

Bilant in punctul 8

Consideram ca in punctul 8 suspensia contine 2 solid si 98 apa

Ca (OH )2+H 2O+SO2+12

O2rarr Ca SO4 ∙2 H 2 O

74 kg Ca(OH)2 64 kg SO2 16 kg O2 18 kg H2O 172 kg CaSO42H2O

a GSO2 react b c d

74 kg Ca(OH)2 44 kg CO2 100 kg CaCO3 18 kg H2O

19

GCa (OH )2 u w z

Gsolide( 8) =d+w+Gcenusa

(4 ) +Gimp(18)=3440325+22224+8525+9137=376246 kg h

Rata de iesire (formare) este 51Gmat solide

( 8) =Gsolide(8 ) ∙ 5=376246 ∙ 5=188123 kg h

GT( 8)=

Gmat solide

002=188123

002=940615 kg h

GH2 O( 8) =GT

(8 )minusGmat solide(8 ) =940615minus188123=9218027

kgh

Bilant in punctul 9

GT( 9)=08 ∙ GT

(8 )=08 ∙ 940615=752492 kg h

Gsolide( 9) =08 ∙G solide

(8 ) =08∙ 376246=300997 kg h

GH2 O( 9) =GT

(9 )minusGsolide(9 ) =752492minus300997=74948203 kg h

Bilant in punctul 12

GT(12 )=02∙ GT

( 8)=02 ∙ 940615=188123 kg h

Gsolide(12 ) =Gsolide

(8 ) =376246 kg h

GH2 O(12 ) =GT

(12)minusG solide(12) =188123minus376246=18436054 kg h

Bilant in punctul 13

Se calculeaza namolul de decantareGsolide

(13 ) =Gsolide(12) =376246 kg h

Umiditatea namolului 85

GT(13 )=

G solide( 13)

015=376246

015=2508307kg h

GH2 O(13 ) =GT

(13 )minusGsolide(13) =2508307minus376246=2132061 kg h

Bilant in punctul 14

Se calculeaza namolul de la filtrare

Gsolide(14 ) =Gsolide

(13 ) =376246 kg h

Umiditatea namolului de la filtrare ndash 40

GT(14 )=

Gsolide(14 )

06=376246

06=627077 kg h

GH2 O(14 ) =GT

(14 )minusGsolide(14 ) =627077minus376246=250831 kg h

Bilant in punctul 15

Se calculeaza limpedele de la decantare

GT(15 )=GH 2 O

(15) =GT(12)minusGT

( 13)=188123minus2508307=16303993 kg h

Bilant in punctul 16

GT(16 )=GH 2 O

(16 ) =GT(13)minusGT

(14)=2508307minus627077=188123 kg h

Bilant in punctul 17

Se calculeaza adaosul de apa

Debit apa care intra este

GH2 Ointrata=GH2 O(17 ) +GH 2O

(18 ) +cH 2 O(8 ) +zH 2 O

(8 )

Debit de apa care iese este

GH2 Ointrata=GH2 O(6 ) +GH 2O

(14 ) +dCaSO4 ∙ H 2 O(8 ) + 36

172

GH2 Ointrata=GH2 Ointrata

GH2 O(17 ) =GH 2 O

(6 ) +GH2 O(14 ) +dCaSO4 ∙ H 2O

(8 ) + 36172

minus(GH 2 O(18) +c H 2O

( 8) + zH 2 O( 8) )=1502856+250831+3440325+ 36

172minus(9137+36003+4001 )=2048599 kgh

Bilant in punctul 20

Se calculeaza laptele de var 20

GCa(OH )2

(20 ) =GCa(OH )2

(18 ) =16446kg h

Gimp(20 )=Gimp

(18 )=9137 kg h

GT(20 )=

GCa(OH )2

(20)

02=16446

02=8223 kg h

GH2 O(20 ) =GT

(20 )minusGimp(20)minusGCa (OH )2

(20) =8223minus9137minus16446=648704 kgh

Bilant in punctul 19

GH2 O(19 ) =GH 2 O

(20 ) minusGH 2 O(18) =648704minus9137=639567 kg h

GT(19 )=GT

(20 )minusGT(18)=8223minus182733=639567 kg h

GH2 O(19 ) =GT

(19 )

Bilant in punctul 21

GH2 O(21 ) =GH 2 O

(15 ) +GH 2 O( 16) +GH 2 O

(17 ) minusGH 2 O(19) =16303993+188123+2048599minus639567=19594255 kg h

Bilant in punctul 11

GT(11 )=GH 2 O

( 20) +GH 2 O(21) =648704+19594255=20242959 kg h

Bilant in punctul 10

GT(10 )=GT

(11 )+GT(9 )=20242959+752492=95492159 kgh

Predimensionarea absorberului

1 Calculul ariei minime a sectiunii coloanei

Consideram ca in coloana se foloseşte o umplutura cu inele Rasching cu caracteristicile urmatoare

dimensiuniLDd=505050 mm suprafaţa specifica ag=95 m2m3

fracţia de goluri εg=079 m3m3

densitatea aparenta ρa=500 Kgm3

Viteza de inecare este

lg [ v i ∙ ag

g ∙ εg3 ∙

ρ v

ρl

(103 ηl )016]=Aminus175( L

G )14 ∙( ρv

ρl)

18

unde vi= viteza de inecare

ag= suprafaţa specifica a umpluturii

εg= fracţia de goluri a umpluturii

ρv= densitatea fazei gazoase( considerata min punctul de bilant 6)

ρl= densitatea fazei lichide( considerata 103 Kgm3)

ηl= viscozitatea fazei lichide( considerata 10-3 Kgms)

A= coeficientul ales in funcţie de natura umpluturii (A=022)

Lrsquo=debitul masic al fazei lichide=GT(8)

Grsquo= debitul masic al fazei gazoase=GT(6)

Din bilanţul in punctul (6) rezulta

DM i(6 ) =(G i

(6 )

M i)

y i=DM i

(6 )

sum DM i( 6)

sum DM i(6 )

unde i= CO2 SO2 N2 Ar O2 H2O

yCO2=0144

y N2=0755

y Ar=00086

yO2=0044

ySO2=000007

y H 2O=0047

M (6 )=sum y i ∙ M i=2973448 kg

Presiunea gazelor se considera 1 atm

V M=V M0 ∙

TT 0

=22 4 ∙TT 0

La intrarea in absorber t i gaze=135

La iesirea din absorber t e gaze=35

tm=135+35

2=85

T=85+273=358 K

ρ v=M ( 6)

V M

=M ( 6)

V M0 ∙

T 0

T=29802

224∙273358

=1014 kgm3

lg [ v i ∙ 95

981∙ 0793 ∙1014

103 ∙ (103 ∙10minus3 )016]=022minus175( 94061543799127 )

14 ∙( 1014

103 )18

lg v i=1 03v i=10 73 m s

Debitul volumetric de gaze

Gv=DM T(6 ) ∙ V m

0 ∙TT 0

=1373607 ∙224 ∙358273

=403488251 m3h

Amin=Gv

v i ∙3600= 403488251

3600∙1073=10445 m3h

Dmin=radic 4 ∙ Amin

π=radic 4 ∙10445

π=364 m

Pentru diametre mai mari de 2 valorile se aleg din 05 icircn 05 m

Deci Dmin=4 m

Aria reala este

Areala=π D2

4=π ∙ 42

4=1257 m2

2 Calculul suprafetei de transfer şi a volumului de umplutură

Coeficientul de difuzie

Dso2minusg=43 ∙ 10minus7

∙T

32

P(V A

13 +V B

13)2 ∙radic 1

M A

+1

M B

[m2 s ]

unde

T- temperatura [K]

p- presiunea p = 1 atm

VA VB-volume molare la punctul normal de fierbere[cm3mol]

Consideram ca A este amestecul gazos din punctul de bilant (6) iar B= SO2

V SO2=44 8 cm3 iquestmol

V Ar=29 8 cm3 mol

V N2=31 2 cm3 iquestmol

V H2

O =18 9 cm3 iquestmol

V CO2=34 4 cm3iquestmol

V O2=25 6 cm3iquest mol

Coeficientul de difuzie se considera pentru amestecul din punctul (6)

V A=sum y isdotV i

V B=V SO2=44 8 cm3 iquestmol

V Ar=0 0086sdot29 8 =0 25628 cm3 mol iquest

V N2=0 755sdot31 2 =23 556 cm3 iquestmol iquest

V H2

O =0 047sdot18 9 =0 8883 cm3 iquestmol iquestiquestV CO2=0 144sdot34 4 =4 9536 cm3 iquestmol iquestiquestiquestV O

2=0 043sdot25 6 =1 1008 cm3 iquestmol iquestiquestiquestiquestV A =30 75498 cm3iquestmol

M A=M (6)=29 73448 kgM B=M SO2

=64 Kg

Dso2minusg=43 ∙10minus7

∙358

32

1(307549813 +448

13 )2

∙radic 12973448

+1

64 [m2 s ]

DSO2minusg=1 4466sdot10minus5 [ m2iquest s ]

Re=Gsdotdgηv

G=GT

(6)

Arealsdot3600 Kg m2 s

Diametrul mediu al granulelor

dg=005m

ηv=ηam=1910-6 Kgms

G= 437991271257 ∙ 3600

=968 kg m2 s

real=G ∙ dgηv

=978 ∙ 005

19 ∙10minus6=2573684

Sc=ηv

ρ v ∙D SO2minusg

= 19∙ 10minus6

1014 ∙ 14466 ∙10minus5=1295

sh=c ∙ real059 ∙ Sc033

unde c=069

Sh=069∙ 2573684059∙ 1295033=300694

Sh=KV ∙ dgDS 04minusg

=iquest K v=Sh ∙ DSO4minusg

dg=300694 ∙14466 ∙ 10minus5

005=0087 m3m2 s

Debitul absorbit de SO2(N)

N=K vsdotSsdotDc

unde Kv= coeficient de transfer de masă

S= suprafata de transfer

Dc= forta motricea procesului de transfer de masă

Dy m=( y1minus y1

iquest )minus( y2minus y2iquest )

ln( y1minus y1

iquest )( y2minus y2

iquest )

unde y1y2= concentraţiile la baza coloanei si la vacircrful coloanei

y=concentratia gazului in echilibru cu x

( yminus yiquest) =diferenta medie logaritmica a diferentei de concentratie

Transferul de masă esteurmat de o reactie chimică ireversibilă si de aceea

( y1

iquestiquest y2iquest =0)

Dy m=( y1minus y2)

lny1

y2

y1= ySO2

(4 )

y2= ySO2

(6 ) =0 00007

DM i(4) =(G i

(4 )

M i)

DM N2

( 4 ) =3049398828

=1089071 kmoli h

DAr( 4 )= 49553

40=12388 kmoli h

DO2

( 4 )=181836432

=56824 kmoli h

DSO2

( 4 ) =1347564

=2105 kmoli h

DCO2

( 4 ) =952343344

=216442 kmoli h

DM T( 4 ) =13768 kmoli h

ySO2

( 4) =DM SO2

( 4 )

DM T(4 ) = 2105

13768=0001529

D y m=( y1minus y2 )

lny1

y2

=(0001529minus000007 )

ln0001529000007

=0000473

Dc=D y m∙ρv

M (6 )=0000473 ∙

10142973448

=1613∙ 10minus5

N=DM S O2

(4 ) minusDM SO2

(6 ) =2105minus105=20 kmoli h

N=K v ∙ S ∙ D c=20 kmoli h

S= NK v ∙ 3600∙ Dc

= 20

0087 ∙3600 ∙ 1613∙ 10minus5=395889 m2

Volumul umpluturii

V u=Sag

=39588995

=4167 m3

Inaltimea umpluturii

H u=V u

Areal

=41671257

=332

Hu se aproximeaza la 35 m

majorării conţinutului de gips Produsele de reacţie cu un conţinut ridicat de gips pot fi utilizate icircn industria betoanelor şi a materialelor de construcţii Altfel reziduurile pot fi folosite icircn acelaşi mod ca cele rezultate icircn urma proceselor uscate de desulfurare

Principalul avantaj al procedeului de absorbţie prin pulverizare este acela că apa necesară vaporizează nerezultacircnd ape reziduale Icircn general gazele de ardere nu trebuie reicircncălzite din nou Icircn comparaţie cu procedeul uscat prin cel semiuscat se ating grade superioare de absorbţie a SO2 sbquo cu un exces mai redus de aditiv Totuşi cheltuielile de investiţie sunt mai ridicate

Desulfurarea umedă

Procesele de absorbţie umedă pot utiliza diverşi absorbanţi alcalini alcalinopamacircntosi sau alţi absorbanţi Solubilitatea icircn apă a absorbanţilor alcalini este mult mai mare decacirct a celor alcalino-pamacircntosi Icircn grupul de procese utilizacircnd alţi absorbanţi lichidul de spălare este icircn principal o soluţie acidă Factorul comun pentru toate aceste procese este utilizarea instalaţiilor icircn care se realizează contactul icircntre gaz şi lichid Aceste instalaţii creează o suprafaţă mare de contact realizacircnd transferul de masă al SO2 către fază lichidă Icircn cele ce urmează este prezentat procesul de desulfurare cu oxid de calciu

Dezvoltarea procedeelor de desulfurare umedă a gazelor de ardere de la centralele electrice pe bază de CaO a icircnceput icircn SUA icircn cadrul preocupărilor pentru eliminarea simultană a particulelor şi a dioxidului de sulf printr-o metodă

umedă Astfel scruberele Venturi de desprăfuire umedă au icircnceput să fie utilizate şi la desulfurarea gazelor de ardere Aceasta a condus icircn multe cazuri la reacţii icircntre particulele de cenuşă şi oxidul de calciu sau calcarul utilizat avacircnd drept consecinţa icircnfundarea scruberelor a conductelor şi a pompelor De aceea electrofiltrul era situat icircnaintea scruberului de tip Venturi Numai icircn acest mod se obţine un gips pur care poate fi revalorificat

Scruberele Venturi nu au fost icircn general acceptate deoarece realizau pierderi mari de presiune respectiv consum ridicat de energie Icircntre timp au fost dezvoltate alte tipuri de scrubare precum turnuri de spălare cu tub Venturi integrat sau alte componente Turnurile alcătuite din componente simple pentru minimizarea pierderilor s-au dovedit a fi soluţia cea mai bună (figura 6)

Fig 6 Turn de absorbţie prin pulverizare pentru desulfurarea umedă a gazelor

Astfel turnurile de spălare de construcţie mai nouă nu conţin decacirct cacircteva nivele spaţioase de pulverizare şi separatoare de picături instalate orizontal

Aceasta a condus la minimizarea pierderilor de presiune Un turn de spălare este alcătuit din trei părţi principale

zona inferioară de drenaj zona de contact gaz lichid zona de gaze de ardere curate

Icircn zona de drenaj suspensia rezultată din spălare este colectată amestecată ventilată şi icircmbogăţită cu absorbant proaspăt Volumul acestei zone este determinat icircn principal de viteză de dizolvare a absorbantului precum şi de cantitatea de SO2 ce trebuie icircnlăturată

Icircn zona mijlocie a scruberului zona de contact gaz lichid gazele sunt aduse icircn contact cu suspensia de spălare icircn contracurent şi astfel sunt spălate Lichidul de spălare este distribuit uniform pe mai multe nivele de pulverizare Astfel se creează un spaţiu de amestec omogen gaz lichid icircn care are loc transferul de masă de la gazele de ardere la lichidul de spălare

Icircn partea superioară a scruberului (zona de gaze de ardere curate) gazele de ardere trec printr-un separator de picături icircn care se reţin picăturile fine de lichid pe care le-au antrenat Pentru curăţare separatorul de picături este spălat cu apă de sus icircn jos icircntr-o anumită succesiune a sectoarelor acestuia cu ajutorul unor pulverizatoare

Figura 7 prezintă schema unei instalaţii moderne de desulfurare a gazelor de ardere cu oxidare integrată folosind calcar drept absorbant Astfel de instalaţii sunt icircn funcţiune icircn centralele noi din Germania Gazele care trebuie curăţate sunt răcite icircn schimbătorul regenerativ de căldură gaze-gaze şi trec prin turnul de spălare icircn contracurent faţă de absorbant Pentru a se evită suprasaturarea cu vapori de apă gazele curate sunt reicircncălzite icircn schimbătorul de căldură pacircnă la aproximativ 90 0C Eficienţa scruberului este de circa 92divide98 sbquo astfel icircncacirct se poate respecta fără vreo dificultate nu numai norma de 400 mg SO2m3sbquo dar şi alte cerinţe mai restrictive privind emisiile de SO2 Lichidul de spălare are o evoluţie ciclică Calcarul măcinat fin este preluat din siloz şi preparat cu apă (apă reziduală) rezultacircnd o suspensie care alimentează continuu zona inferioară a scruberului Pe de altă parte suspensia de gips este evacuată din scruber Separarea cristalelor mai mari de gips micşorarea lor ulterioară şi procesarea acestora se face icircntr-un hidrociclon Particulele fine de ghips care nu pot fi deshidratate atacirct de bine sunt trimise icircnapoi icircn ciclul absorbantului sub formă de cristale de sămacircnţă

Apa reziduală evacuată din ciclu trebuie tratată datorită conţinutului său ridicat de ioni şi de metale Unul dintre parametrii cei mai critici care determină cantitatea de apă uzată este conţinutul de cloride din gazul de evacuare şi apă de

proces deoarece concentraţia de cloride afectează nivelul de coroziune şi calitatea gipsului Odată ce caracteristicile apei uzate sunt bine determinate poate fi proiectat un sistem de tratare a apei uzate Icircn general este suficient un tratament fizico-chimic standard pentru a satisface cerinţele de protecţiei a mediului

Fig 7 Schema unei instalaţii de desulfurare a gazelor cu oxidare integrată

Gipsul rezultat ca produs secundar este folosit icircn industria materialelor de construcţii Gradul de calitate al gipsului este un factor important pentru proiectarea sistemului

Gipsul pentru pereţi trebuie să fie de o calitate ridicată o puritate icircnalta umezeală scăzută un conţinut foarte mic de compuşi sulfiţi neoxidaţi şi de substanţe dizolvate

Gipsul pentru ciment este tot un gips de calitate ridicată totuşi de o puritate mai scăzută decacirct icircn cazul anterior Conţinutul de umezeală trebuie să fie scăzut şi la fel trebuie să fie conţinutul de compuşi sulfiţi neoxidaţi şi de substanţe dizolvate

Icircn general gipsul este uscat de abur acesta fiind apoi trecut printr-o maşină de brichetat şi apoi depozitat icircn saci sau silozuri Gipsul recuperat prin oxidare icircntr-o singură buclă are o puritate mai redusă şi o umezeală mai mare comparativ cu cel obţinut prin oxidarea icircn două bucle

Aplicatie- purificarea gazelor de ardere pe baza de carbune

Sa se calculeze o instalatie de purificare a gazelor de ardere de la o central termica pe baza de carbune

In central se arde o cantitate de carbune de 30-05n th carbune care contine 25-001n S si 3+002n cenusa

Excesul de aer pentru ardere este de 25+02n Instalatia se bazeaza pe absorbtia SO2 in suspensie de Ca(OH)2 iar randamentul este de 95

n = 5

Bilant in punctul 1

Debitul de alimentare

30minus05 ∙5=275 t h=27500 kg h

Procentul de Sulf

25minus001∙ 5=245

Procentul de cenusa

3+002 ∙ 5=31

Excesul de aer

25+02 ∙ n=26 exces aer

Procentul de carbune

100minus( S+ cenusa )=100minus (245+31 )=9445 C

Debitul de Sulf

GS(1 )= S

100∙GT=

245100

∙ 27500=67375 kgh

Debitul de cenusa

Gcenusa(1 ) =cenusa

100∙GT=

31100

∙ 27500=8525 kg h

Debitul de carbon

GC(1 )=C

100∙GT=

9445100

∙27500=2597375 kgh

Se calculeaza cantitatea de oxigen necesara arderii carbunelui

C+O2rarr CO2

12 kg C 32 kg O2 44 kg CO2

GC x y

x=GC ∙ 32

12=2597375∙ 32

12=6926133 kg h

GCO2

(1 ) = y=GC ∙ 44

12=2597375 ∙44

12=9523433 kgh

Se calculeaza cantitatea necesara arderii sulfului

S+O2 rarr SO2

32 kg C 32 kg O2 64 kg SO2

GS xrsquo yrsquo

x =GS ∙ 32

32=67375 ∙ 32

32=67375 kgh

GSO2

(1 ) = y=GC ∙ 44

32=67375∙ 64

32=13475 kgh

Bilant in punctul 2

Debitul aerului de combustie

Compozitie aer

N2=791 O2=20 Ar=09

M am=sum y i ∙ M i=791100

∙ 28+ 20100

∙ 32+ 09100

∙ 40=28908

C i(2)=

molar ∙ M i

M am

CN 2

(2) =791 ∙2828908

=76615

CO2

(2)= 20 ∙ 3228908

=2214

C Ar(2) =09 ∙40

28908=1245

GO2=x+x =6926333+67375=6993708 kg h

Gaer(2 ) =GN 2

(2 )+GO2

(2 )+GAr(2 )

GO2

(2 )=GO2∙100+exces aer

100=6993708 ∙

100+26100

=8812072kgh

100 kg aer 76615 kg N2 22140 kg O2 1245 kg Ar

Gaer(2 ) GN2

(2 ) GO2

(2 ) GAr(2 )

Gaer(2 ) =

GO 2

(2) ∙ 100

2214=8812072∙ 100

2214=3980159

GN2

(2 )=GO2

(2 ) ∙ 76615

2214=8812072 ∙76615

2214=30493988

GAr(2 )=

GO2

(2 ) ∙1245

2214=8812072 ∙ 1245

2214=49553

Bilant in punctul 3

C+O2rarr CO2

GCO2

(3 ) =GCO2

(1 ) =9523433 kg h

S+O2 rarr SO2

GSO2

(3 ) =GSO2

(1) =13475 kg h

Se considera ca in faza de combustie eficienta indepartarii cenusei din gaze este 90

Gcenusa(3 ) =01 ∙ Gcenusa

(1) =01 ∙8525=8525 kg h

GN2

(3 )=GN2

( 2)=30493988 kgh

GAr(3 )=G Ar

(2) =49553 kgh

GO2

(3 )=GO2

(2)minus( x+x )=8812072minus (6926333+67375 )=1818364 kg h

GT(3 )=GN2

(3 ) +GAr(3 ) +GO2

(3 )+GCO2

(3 ) +G SO2

(3) =30493988+49553+1818364+9523708+13475=4246634 kgh

Bilant in punctul 7

Gcenusa(7 ) =09 ∙ Gcenusa

(1 ) =09 ∙8525=76725 kgh

Bilant in punctul 4

Eficienta desprafuirii este de 90

Gcenusa( 4) =01 ∙ Gcenusa

(3 ) =01 ∙8525=8525 kg h

GN2

( 4)=GN2

( 3)=30493988 kgh

GAr( 4)=G Ar

(3) =49553 kgh

GO2

( 4)=GO2

(3)=1818364 kg h

GCO2

( 4) =GCO2

(3 ) =9523433 kg h

GSO2

( 4) =GSO2

(3 ) =13475 kg h

GT( 4)=GN2

(4 )+GAr( 4 )+GO 2

(4 )+GCO2

(4 ) +GSO2

( 4) =30493988+49553+1818364+9523708+13475=4246634 kg h

Bilant in punctul 5

Gcenusa(5 ) =09 ∙ Gcenusa

(3 ) =09 ∙8525=76725 kgh

Bilant in punctul 6

Se considera arbitrar ca numai 10 Ca(OH)2 reactioneaza cu CO2 si 90 din Ca(OH)2 reactioneaza cu SO2

Ca(OH )2+SO2+H 2O+O2rarr CaSO4 ∙2 H 2O

74 kg Ca(OH)2 64 kg SO2 16 kg O2 18 kg H2O 172 kg CaSO42H2O

a GSO2 react b c d

η|iquest|=95 iquest

GSO2 react=GSO2

(1) ∙η|iquest|∙

1100

=13475 ∙95

100=1280125kg hiquest

a=1280125∙ 7464

=148014 kg hCa(OH )2

b=1280125 ∙ 1664

=32003 kg h O2

c=1280125 ∙1864

=36003 kgh H 2 O

d=1280125 ∙ 17264

=3440325 kgh CaSO4 ∙2 H 2O

Ca(OH )2+CO2rarr CaCO3+H 2O

74 kg Ca(OH)2 44 kg CO2 100 kg CaCO3 18 kg H2O

19

GCa (OH )2 u w z

19

GCa(OH )2=148014

9=16446 kg hCa(OH )2

u=16446 ∙4474

=9779 kg hCO2

w=16446 ∙10074

=22224 kg hCaCO3

z=16446 ∙1874

=4001 kg h H 2 O

GN2

(6 )=GN2

( 4 )=30493988 kgh

GAr(6 )=G Ar

(4 )=49553 kgh

GSO2

(6 ) =GSO2

(4 ) minusG SO2 react=13475minus1280125=67375 kg h

GCO2

(6 ) =GCO2

( 4) minusGCO2(u )=9523433minus9779=9513654 kg h

GO2

(6 )=GO2

(4 )minusGO2(b )=1818364minus32003=1786361 kg h

Se considera ca la iesirea din absorber gazele au temperatura de 35⁰C iar

faza lichida are 35⁰C si presiune atmosferica

PH 2O(35 )=00573 atm

Fractii molare

y H 2O=00573

y gazeuscate=09427

Debitul molar de gaze uscate in punctul 6

DM(6 )=DCO2

( 6) +DSO2

(6 ) +DO2

( 6)+DAr( 6) +DN2

(6)

DCO2

(6 ) =GCO2

(6 )

44=9513654

44=216219 kmoli h

DSO2

(6 ) =G SO2

( 6)

64=67375

64=105 kmoli h

DO2

(6 )=GO2

( 6)

32=1786361

32=55824 kmoli h

DN2

(6 )=GN 2

(6 )

28=30493988

28=1089071 kmoli h

DAr(6 )=

GAr( 6)

40=49553

40=12388 kmoli h

DM(6 )=DCO2

( 6) +DSO2

(6 ) +DO2

( 6)+DAr( 6) +DN2

(6) =216219+105+55824+1089071+12388=1373607 kmoli h

1 kmoli gaze 00573 kmoli H2O 09427 kmoli gaze uscate

DH 2O(6 ) DM

(6 )

DH 2O(6 ) =00573∙1373607

09427=83492kmoli h

GH2 O(6 ) =18 ∙ DH 2 O

( 6) =18 ∙83492=1502856 kg h

GT(6 )=GAr

( 6) +G SO2

( 6) +GCO2

(6 ) +GO2

(6 )+GN2

(6 ) +GH 2 O(6 ) =49553+67375+9513654+1786361+30493988+1502856=43799127 kg h

Bilant in punctul 18

Debitul de var hidratat introdus in prepararea laptelui de varConsideram ca varul hidratat contine

a) Umiditate - 5b) Impuritati solide insolubile - 5c) Ca(OH)2 - 90

GCa(OH )2=a=148014 kg h(calculat la punctul 6)

100 kg var hidratat 90 kg Ca (OH)2

GCa(OH )2 GCa(OH )2

=148014 kg h

GCa(OH )2

(18 ) =100 ∙ 14801490

=16446 kgh

Debitul total de gaz

GT(18 )=

GCa (OH )2∙100

90=

16446 ∙ 10090

=182733 kgh

Din debitul total de gaz vom calcula apa si impuritatileGH2 O

(18 ) =005 ∙GT(18)=005 ∙ 182733=9137 kg h

Gimp(18 )=005 ∙ GT

(18)=005∙ 182733=9137 kg h

Bilant in punctul 8

Consideram ca in punctul 8 suspensia contine 2 solid si 98 apa

Ca (OH )2+H 2O+SO2+12

O2rarr Ca SO4 ∙2 H 2 O

74 kg Ca(OH)2 64 kg SO2 16 kg O2 18 kg H2O 172 kg CaSO42H2O

a GSO2 react b c d

74 kg Ca(OH)2 44 kg CO2 100 kg CaCO3 18 kg H2O

19

GCa (OH )2 u w z

Gsolide( 8) =d+w+Gcenusa

(4 ) +Gimp(18)=3440325+22224+8525+9137=376246 kg h

Rata de iesire (formare) este 51Gmat solide

( 8) =Gsolide(8 ) ∙ 5=376246 ∙ 5=188123 kg h

GT( 8)=

Gmat solide

002=188123

002=940615 kg h

GH2 O( 8) =GT

(8 )minusGmat solide(8 ) =940615minus188123=9218027

kgh

Bilant in punctul 9

GT( 9)=08 ∙ GT

(8 )=08 ∙ 940615=752492 kg h

Gsolide( 9) =08 ∙G solide

(8 ) =08∙ 376246=300997 kg h

GH2 O( 9) =GT

(9 )minusGsolide(9 ) =752492minus300997=74948203 kg h

Bilant in punctul 12

GT(12 )=02∙ GT

( 8)=02 ∙ 940615=188123 kg h

Gsolide(12 ) =Gsolide

(8 ) =376246 kg h

GH2 O(12 ) =GT

(12)minusG solide(12) =188123minus376246=18436054 kg h

Bilant in punctul 13

Se calculeaza namolul de decantareGsolide

(13 ) =Gsolide(12) =376246 kg h

Umiditatea namolului 85

GT(13 )=

G solide( 13)

015=376246

015=2508307kg h

GH2 O(13 ) =GT

(13 )minusGsolide(13) =2508307minus376246=2132061 kg h

Bilant in punctul 14

Se calculeaza namolul de la filtrare

Gsolide(14 ) =Gsolide

(13 ) =376246 kg h

Umiditatea namolului de la filtrare ndash 40

GT(14 )=

Gsolide(14 )

06=376246

06=627077 kg h

GH2 O(14 ) =GT

(14 )minusGsolide(14 ) =627077minus376246=250831 kg h

Bilant in punctul 15

Se calculeaza limpedele de la decantare

GT(15 )=GH 2 O

(15) =GT(12)minusGT

( 13)=188123minus2508307=16303993 kg h

Bilant in punctul 16

GT(16 )=GH 2 O

(16 ) =GT(13)minusGT

(14)=2508307minus627077=188123 kg h

Bilant in punctul 17

Se calculeaza adaosul de apa

Debit apa care intra este

GH2 Ointrata=GH2 O(17 ) +GH 2O

(18 ) +cH 2 O(8 ) +zH 2 O

(8 )

Debit de apa care iese este

GH2 Ointrata=GH2 O(6 ) +GH 2O

(14 ) +dCaSO4 ∙ H 2 O(8 ) + 36

172

GH2 Ointrata=GH2 Ointrata

GH2 O(17 ) =GH 2 O

(6 ) +GH2 O(14 ) +dCaSO4 ∙ H 2O

(8 ) + 36172

minus(GH 2 O(18) +c H 2O

( 8) + zH 2 O( 8) )=1502856+250831+3440325+ 36

172minus(9137+36003+4001 )=2048599 kgh

Bilant in punctul 20

Se calculeaza laptele de var 20

GCa(OH )2

(20 ) =GCa(OH )2

(18 ) =16446kg h

Gimp(20 )=Gimp

(18 )=9137 kg h

GT(20 )=

GCa(OH )2

(20)

02=16446

02=8223 kg h

GH2 O(20 ) =GT

(20 )minusGimp(20)minusGCa (OH )2

(20) =8223minus9137minus16446=648704 kgh

Bilant in punctul 19

GH2 O(19 ) =GH 2 O

(20 ) minusGH 2 O(18) =648704minus9137=639567 kg h

GT(19 )=GT

(20 )minusGT(18)=8223minus182733=639567 kg h

GH2 O(19 ) =GT

(19 )

Bilant in punctul 21

GH2 O(21 ) =GH 2 O

(15 ) +GH 2 O( 16) +GH 2 O

(17 ) minusGH 2 O(19) =16303993+188123+2048599minus639567=19594255 kg h

Bilant in punctul 11

GT(11 )=GH 2 O

( 20) +GH 2 O(21) =648704+19594255=20242959 kg h

Bilant in punctul 10

GT(10 )=GT

(11 )+GT(9 )=20242959+752492=95492159 kgh

Predimensionarea absorberului

1 Calculul ariei minime a sectiunii coloanei

Consideram ca in coloana se foloseşte o umplutura cu inele Rasching cu caracteristicile urmatoare

dimensiuniLDd=505050 mm suprafaţa specifica ag=95 m2m3

fracţia de goluri εg=079 m3m3

densitatea aparenta ρa=500 Kgm3

Viteza de inecare este

lg [ v i ∙ ag

g ∙ εg3 ∙

ρ v

ρl

(103 ηl )016]=Aminus175( L

G )14 ∙( ρv

ρl)

18

unde vi= viteza de inecare

ag= suprafaţa specifica a umpluturii

εg= fracţia de goluri a umpluturii

ρv= densitatea fazei gazoase( considerata min punctul de bilant 6)

ρl= densitatea fazei lichide( considerata 103 Kgm3)

ηl= viscozitatea fazei lichide( considerata 10-3 Kgms)

A= coeficientul ales in funcţie de natura umpluturii (A=022)

Lrsquo=debitul masic al fazei lichide=GT(8)

Grsquo= debitul masic al fazei gazoase=GT(6)

Din bilanţul in punctul (6) rezulta

DM i(6 ) =(G i

(6 )

M i)

y i=DM i

(6 )

sum DM i( 6)

sum DM i(6 )

unde i= CO2 SO2 N2 Ar O2 H2O

yCO2=0144

y N2=0755

y Ar=00086

yO2=0044

ySO2=000007

y H 2O=0047

M (6 )=sum y i ∙ M i=2973448 kg

Presiunea gazelor se considera 1 atm

V M=V M0 ∙

TT 0

=22 4 ∙TT 0

La intrarea in absorber t i gaze=135

La iesirea din absorber t e gaze=35

tm=135+35

2=85

T=85+273=358 K

ρ v=M ( 6)

V M

=M ( 6)

V M0 ∙

T 0

T=29802

224∙273358

=1014 kgm3

lg [ v i ∙ 95

981∙ 0793 ∙1014

103 ∙ (103 ∙10minus3 )016]=022minus175( 94061543799127 )

14 ∙( 1014

103 )18

lg v i=1 03v i=10 73 m s

Debitul volumetric de gaze

Gv=DM T(6 ) ∙ V m

0 ∙TT 0

=1373607 ∙224 ∙358273

=403488251 m3h

Amin=Gv

v i ∙3600= 403488251

3600∙1073=10445 m3h

Dmin=radic 4 ∙ Amin

π=radic 4 ∙10445

π=364 m

Pentru diametre mai mari de 2 valorile se aleg din 05 icircn 05 m

Deci Dmin=4 m

Aria reala este

Areala=π D2

4=π ∙ 42

4=1257 m2

2 Calculul suprafetei de transfer şi a volumului de umplutură

Coeficientul de difuzie

Dso2minusg=43 ∙ 10minus7

∙T

32

P(V A

13 +V B

13)2 ∙radic 1

M A

+1

M B

[m2 s ]

unde

T- temperatura [K]

p- presiunea p = 1 atm

VA VB-volume molare la punctul normal de fierbere[cm3mol]

Consideram ca A este amestecul gazos din punctul de bilant (6) iar B= SO2

V SO2=44 8 cm3 iquestmol

V Ar=29 8 cm3 mol

V N2=31 2 cm3 iquestmol

V H2

O =18 9 cm3 iquestmol

V CO2=34 4 cm3iquestmol

V O2=25 6 cm3iquest mol

Coeficientul de difuzie se considera pentru amestecul din punctul (6)

V A=sum y isdotV i

V B=V SO2=44 8 cm3 iquestmol

V Ar=0 0086sdot29 8 =0 25628 cm3 mol iquest

V N2=0 755sdot31 2 =23 556 cm3 iquestmol iquest

V H2

O =0 047sdot18 9 =0 8883 cm3 iquestmol iquestiquestV CO2=0 144sdot34 4 =4 9536 cm3 iquestmol iquestiquestiquestV O

2=0 043sdot25 6 =1 1008 cm3 iquestmol iquestiquestiquestiquestV A =30 75498 cm3iquestmol

M A=M (6)=29 73448 kgM B=M SO2

=64 Kg

Dso2minusg=43 ∙10minus7

∙358

32

1(307549813 +448

13 )2

∙radic 12973448

+1

64 [m2 s ]

DSO2minusg=1 4466sdot10minus5 [ m2iquest s ]

Re=Gsdotdgηv

G=GT

(6)

Arealsdot3600 Kg m2 s

Diametrul mediu al granulelor

dg=005m

ηv=ηam=1910-6 Kgms

G= 437991271257 ∙ 3600

=968 kg m2 s

real=G ∙ dgηv

=978 ∙ 005

19 ∙10minus6=2573684

Sc=ηv

ρ v ∙D SO2minusg

= 19∙ 10minus6

1014 ∙ 14466 ∙10minus5=1295

sh=c ∙ real059 ∙ Sc033

unde c=069

Sh=069∙ 2573684059∙ 1295033=300694

Sh=KV ∙ dgDS 04minusg

=iquest K v=Sh ∙ DSO4minusg

dg=300694 ∙14466 ∙ 10minus5

005=0087 m3m2 s

Debitul absorbit de SO2(N)

N=K vsdotSsdotDc

unde Kv= coeficient de transfer de masă

S= suprafata de transfer

Dc= forta motricea procesului de transfer de masă

Dy m=( y1minus y1

iquest )minus( y2minus y2iquest )

ln( y1minus y1

iquest )( y2minus y2

iquest )

unde y1y2= concentraţiile la baza coloanei si la vacircrful coloanei

y=concentratia gazului in echilibru cu x

( yminus yiquest) =diferenta medie logaritmica a diferentei de concentratie

Transferul de masă esteurmat de o reactie chimică ireversibilă si de aceea

( y1

iquestiquest y2iquest =0)

Dy m=( y1minus y2)

lny1

y2

y1= ySO2

(4 )

y2= ySO2

(6 ) =0 00007

DM i(4) =(G i

(4 )

M i)

DM N2

( 4 ) =3049398828

=1089071 kmoli h

DAr( 4 )= 49553

40=12388 kmoli h

DO2

( 4 )=181836432

=56824 kmoli h

DSO2

( 4 ) =1347564

=2105 kmoli h

DCO2

( 4 ) =952343344

=216442 kmoli h

DM T( 4 ) =13768 kmoli h

ySO2

( 4) =DM SO2

( 4 )

DM T(4 ) = 2105

13768=0001529

D y m=( y1minus y2 )

lny1

y2

=(0001529minus000007 )

ln0001529000007

=0000473

Dc=D y m∙ρv

M (6 )=0000473 ∙

10142973448

=1613∙ 10minus5

N=DM S O2

(4 ) minusDM SO2

(6 ) =2105minus105=20 kmoli h

N=K v ∙ S ∙ D c=20 kmoli h

S= NK v ∙ 3600∙ Dc

= 20

0087 ∙3600 ∙ 1613∙ 10minus5=395889 m2

Volumul umpluturii

V u=Sag

=39588995

=4167 m3

Inaltimea umpluturii

H u=V u

Areal

=41671257

=332

Hu se aproximeaza la 35 m

umedă Astfel scruberele Venturi de desprăfuire umedă au icircnceput să fie utilizate şi la desulfurarea gazelor de ardere Aceasta a condus icircn multe cazuri la reacţii icircntre particulele de cenuşă şi oxidul de calciu sau calcarul utilizat avacircnd drept consecinţa icircnfundarea scruberelor a conductelor şi a pompelor De aceea electrofiltrul era situat icircnaintea scruberului de tip Venturi Numai icircn acest mod se obţine un gips pur care poate fi revalorificat

Scruberele Venturi nu au fost icircn general acceptate deoarece realizau pierderi mari de presiune respectiv consum ridicat de energie Icircntre timp au fost dezvoltate alte tipuri de scrubare precum turnuri de spălare cu tub Venturi integrat sau alte componente Turnurile alcătuite din componente simple pentru minimizarea pierderilor s-au dovedit a fi soluţia cea mai bună (figura 6)

Fig 6 Turn de absorbţie prin pulverizare pentru desulfurarea umedă a gazelor

Astfel turnurile de spălare de construcţie mai nouă nu conţin decacirct cacircteva nivele spaţioase de pulverizare şi separatoare de picături instalate orizontal

Aceasta a condus la minimizarea pierderilor de presiune Un turn de spălare este alcătuit din trei părţi principale

zona inferioară de drenaj zona de contact gaz lichid zona de gaze de ardere curate

Icircn zona de drenaj suspensia rezultată din spălare este colectată amestecată ventilată şi icircmbogăţită cu absorbant proaspăt Volumul acestei zone este determinat icircn principal de viteză de dizolvare a absorbantului precum şi de cantitatea de SO2 ce trebuie icircnlăturată

Icircn zona mijlocie a scruberului zona de contact gaz lichid gazele sunt aduse icircn contact cu suspensia de spălare icircn contracurent şi astfel sunt spălate Lichidul de spălare este distribuit uniform pe mai multe nivele de pulverizare Astfel se creează un spaţiu de amestec omogen gaz lichid icircn care are loc transferul de masă de la gazele de ardere la lichidul de spălare

Icircn partea superioară a scruberului (zona de gaze de ardere curate) gazele de ardere trec printr-un separator de picături icircn care se reţin picăturile fine de lichid pe care le-au antrenat Pentru curăţare separatorul de picături este spălat cu apă de sus icircn jos icircntr-o anumită succesiune a sectoarelor acestuia cu ajutorul unor pulverizatoare

Figura 7 prezintă schema unei instalaţii moderne de desulfurare a gazelor de ardere cu oxidare integrată folosind calcar drept absorbant Astfel de instalaţii sunt icircn funcţiune icircn centralele noi din Germania Gazele care trebuie curăţate sunt răcite icircn schimbătorul regenerativ de căldură gaze-gaze şi trec prin turnul de spălare icircn contracurent faţă de absorbant Pentru a se evită suprasaturarea cu vapori de apă gazele curate sunt reicircncălzite icircn schimbătorul de căldură pacircnă la aproximativ 90 0C Eficienţa scruberului este de circa 92divide98 sbquo astfel icircncacirct se poate respecta fără vreo dificultate nu numai norma de 400 mg SO2m3sbquo dar şi alte cerinţe mai restrictive privind emisiile de SO2 Lichidul de spălare are o evoluţie ciclică Calcarul măcinat fin este preluat din siloz şi preparat cu apă (apă reziduală) rezultacircnd o suspensie care alimentează continuu zona inferioară a scruberului Pe de altă parte suspensia de gips este evacuată din scruber Separarea cristalelor mai mari de gips micşorarea lor ulterioară şi procesarea acestora se face icircntr-un hidrociclon Particulele fine de ghips care nu pot fi deshidratate atacirct de bine sunt trimise icircnapoi icircn ciclul absorbantului sub formă de cristale de sămacircnţă

Apa reziduală evacuată din ciclu trebuie tratată datorită conţinutului său ridicat de ioni şi de metale Unul dintre parametrii cei mai critici care determină cantitatea de apă uzată este conţinutul de cloride din gazul de evacuare şi apă de

proces deoarece concentraţia de cloride afectează nivelul de coroziune şi calitatea gipsului Odată ce caracteristicile apei uzate sunt bine determinate poate fi proiectat un sistem de tratare a apei uzate Icircn general este suficient un tratament fizico-chimic standard pentru a satisface cerinţele de protecţiei a mediului

Fig 7 Schema unei instalaţii de desulfurare a gazelor cu oxidare integrată

Gipsul rezultat ca produs secundar este folosit icircn industria materialelor de construcţii Gradul de calitate al gipsului este un factor important pentru proiectarea sistemului

Gipsul pentru pereţi trebuie să fie de o calitate ridicată o puritate icircnalta umezeală scăzută un conţinut foarte mic de compuşi sulfiţi neoxidaţi şi de substanţe dizolvate

Gipsul pentru ciment este tot un gips de calitate ridicată totuşi de o puritate mai scăzută decacirct icircn cazul anterior Conţinutul de umezeală trebuie să fie scăzut şi la fel trebuie să fie conţinutul de compuşi sulfiţi neoxidaţi şi de substanţe dizolvate

Icircn general gipsul este uscat de abur acesta fiind apoi trecut printr-o maşină de brichetat şi apoi depozitat icircn saci sau silozuri Gipsul recuperat prin oxidare icircntr-o singură buclă are o puritate mai redusă şi o umezeală mai mare comparativ cu cel obţinut prin oxidarea icircn două bucle

Aplicatie- purificarea gazelor de ardere pe baza de carbune

Sa se calculeze o instalatie de purificare a gazelor de ardere de la o central termica pe baza de carbune

In central se arde o cantitate de carbune de 30-05n th carbune care contine 25-001n S si 3+002n cenusa

Excesul de aer pentru ardere este de 25+02n Instalatia se bazeaza pe absorbtia SO2 in suspensie de Ca(OH)2 iar randamentul este de 95

n = 5

Bilant in punctul 1

Debitul de alimentare

30minus05 ∙5=275 t h=27500 kg h

Procentul de Sulf

25minus001∙ 5=245

Procentul de cenusa

3+002 ∙ 5=31

Excesul de aer

25+02 ∙ n=26 exces aer

Procentul de carbune

100minus( S+ cenusa )=100minus (245+31 )=9445 C

Debitul de Sulf

GS(1 )= S

100∙GT=

245100

∙ 27500=67375 kgh

Debitul de cenusa

Gcenusa(1 ) =cenusa

100∙GT=

31100

∙ 27500=8525 kg h

Debitul de carbon

GC(1 )=C

100∙GT=

9445100

∙27500=2597375 kgh

Se calculeaza cantitatea de oxigen necesara arderii carbunelui

C+O2rarr CO2

12 kg C 32 kg O2 44 kg CO2

GC x y

x=GC ∙ 32

12=2597375∙ 32

12=6926133 kg h

GCO2

(1 ) = y=GC ∙ 44

12=2597375 ∙44

12=9523433 kgh

Se calculeaza cantitatea necesara arderii sulfului

S+O2 rarr SO2

32 kg C 32 kg O2 64 kg SO2

GS xrsquo yrsquo

x =GS ∙ 32

32=67375 ∙ 32

32=67375 kgh

GSO2

(1 ) = y=GC ∙ 44

32=67375∙ 64

32=13475 kgh

Bilant in punctul 2

Debitul aerului de combustie

Compozitie aer

N2=791 O2=20 Ar=09

M am=sum y i ∙ M i=791100

∙ 28+ 20100

∙ 32+ 09100

∙ 40=28908

C i(2)=

molar ∙ M i

M am

CN 2

(2) =791 ∙2828908

=76615

CO2

(2)= 20 ∙ 3228908

=2214

C Ar(2) =09 ∙40

28908=1245

GO2=x+x =6926333+67375=6993708 kg h

Gaer(2 ) =GN 2

(2 )+GO2

(2 )+GAr(2 )

GO2

(2 )=GO2∙100+exces aer

100=6993708 ∙

100+26100

=8812072kgh

100 kg aer 76615 kg N2 22140 kg O2 1245 kg Ar

Gaer(2 ) GN2

(2 ) GO2

(2 ) GAr(2 )

Gaer(2 ) =

GO 2

(2) ∙ 100

2214=8812072∙ 100

2214=3980159

GN2

(2 )=GO2

(2 ) ∙ 76615

2214=8812072 ∙76615

2214=30493988

GAr(2 )=

GO2

(2 ) ∙1245

2214=8812072 ∙ 1245

2214=49553

Bilant in punctul 3

C+O2rarr CO2

GCO2

(3 ) =GCO2

(1 ) =9523433 kg h

S+O2 rarr SO2

GSO2

(3 ) =GSO2

(1) =13475 kg h

Se considera ca in faza de combustie eficienta indepartarii cenusei din gaze este 90

Gcenusa(3 ) =01 ∙ Gcenusa

(1) =01 ∙8525=8525 kg h

GN2

(3 )=GN2

( 2)=30493988 kgh

GAr(3 )=G Ar

(2) =49553 kgh

GO2

(3 )=GO2

(2)minus( x+x )=8812072minus (6926333+67375 )=1818364 kg h

GT(3 )=GN2

(3 ) +GAr(3 ) +GO2

(3 )+GCO2

(3 ) +G SO2

(3) =30493988+49553+1818364+9523708+13475=4246634 kgh

Bilant in punctul 7

Gcenusa(7 ) =09 ∙ Gcenusa

(1 ) =09 ∙8525=76725 kgh

Bilant in punctul 4

Eficienta desprafuirii este de 90

Gcenusa( 4) =01 ∙ Gcenusa

(3 ) =01 ∙8525=8525 kg h

GN2

( 4)=GN2

( 3)=30493988 kgh

GAr( 4)=G Ar

(3) =49553 kgh

GO2

( 4)=GO2

(3)=1818364 kg h

GCO2

( 4) =GCO2

(3 ) =9523433 kg h

GSO2

( 4) =GSO2

(3 ) =13475 kg h

GT( 4)=GN2

(4 )+GAr( 4 )+GO 2

(4 )+GCO2

(4 ) +GSO2

( 4) =30493988+49553+1818364+9523708+13475=4246634 kg h

Bilant in punctul 5

Gcenusa(5 ) =09 ∙ Gcenusa

(3 ) =09 ∙8525=76725 kgh

Bilant in punctul 6

Se considera arbitrar ca numai 10 Ca(OH)2 reactioneaza cu CO2 si 90 din Ca(OH)2 reactioneaza cu SO2

Ca(OH )2+SO2+H 2O+O2rarr CaSO4 ∙2 H 2O

74 kg Ca(OH)2 64 kg SO2 16 kg O2 18 kg H2O 172 kg CaSO42H2O

a GSO2 react b c d

η|iquest|=95 iquest

GSO2 react=GSO2

(1) ∙η|iquest|∙

1100

=13475 ∙95

100=1280125kg hiquest

a=1280125∙ 7464

=148014 kg hCa(OH )2

b=1280125 ∙ 1664

=32003 kg h O2

c=1280125 ∙1864

=36003 kgh H 2 O

d=1280125 ∙ 17264

=3440325 kgh CaSO4 ∙2 H 2O

Ca(OH )2+CO2rarr CaCO3+H 2O

74 kg Ca(OH)2 44 kg CO2 100 kg CaCO3 18 kg H2O

19

GCa (OH )2 u w z

19

GCa(OH )2=148014

9=16446 kg hCa(OH )2

u=16446 ∙4474

=9779 kg hCO2

w=16446 ∙10074

=22224 kg hCaCO3

z=16446 ∙1874

=4001 kg h H 2 O

GN2

(6 )=GN2

( 4 )=30493988 kgh

GAr(6 )=G Ar

(4 )=49553 kgh

GSO2

(6 ) =GSO2

(4 ) minusG SO2 react=13475minus1280125=67375 kg h

GCO2

(6 ) =GCO2

( 4) minusGCO2(u )=9523433minus9779=9513654 kg h

GO2

(6 )=GO2

(4 )minusGO2(b )=1818364minus32003=1786361 kg h

Se considera ca la iesirea din absorber gazele au temperatura de 35⁰C iar

faza lichida are 35⁰C si presiune atmosferica

PH 2O(35 )=00573 atm

Fractii molare

y H 2O=00573

y gazeuscate=09427

Debitul molar de gaze uscate in punctul 6

DM(6 )=DCO2

( 6) +DSO2

(6 ) +DO2

( 6)+DAr( 6) +DN2

(6)

DCO2

(6 ) =GCO2

(6 )

44=9513654

44=216219 kmoli h

DSO2

(6 ) =G SO2

( 6)

64=67375

64=105 kmoli h

DO2

(6 )=GO2

( 6)

32=1786361

32=55824 kmoli h

DN2

(6 )=GN 2

(6 )

28=30493988

28=1089071 kmoli h

DAr(6 )=

GAr( 6)

40=49553

40=12388 kmoli h

DM(6 )=DCO2

( 6) +DSO2

(6 ) +DO2

( 6)+DAr( 6) +DN2

(6) =216219+105+55824+1089071+12388=1373607 kmoli h

1 kmoli gaze 00573 kmoli H2O 09427 kmoli gaze uscate

DH 2O(6 ) DM

(6 )

DH 2O(6 ) =00573∙1373607

09427=83492kmoli h

GH2 O(6 ) =18 ∙ DH 2 O

( 6) =18 ∙83492=1502856 kg h

GT(6 )=GAr

( 6) +G SO2

( 6) +GCO2

(6 ) +GO2

(6 )+GN2

(6 ) +GH 2 O(6 ) =49553+67375+9513654+1786361+30493988+1502856=43799127 kg h

Bilant in punctul 18

Debitul de var hidratat introdus in prepararea laptelui de varConsideram ca varul hidratat contine

a) Umiditate - 5b) Impuritati solide insolubile - 5c) Ca(OH)2 - 90

GCa(OH )2=a=148014 kg h(calculat la punctul 6)

100 kg var hidratat 90 kg Ca (OH)2

GCa(OH )2 GCa(OH )2

=148014 kg h

GCa(OH )2

(18 ) =100 ∙ 14801490

=16446 kgh

Debitul total de gaz

GT(18 )=

GCa (OH )2∙100

90=

16446 ∙ 10090

=182733 kgh

Din debitul total de gaz vom calcula apa si impuritatileGH2 O

(18 ) =005 ∙GT(18)=005 ∙ 182733=9137 kg h

Gimp(18 )=005 ∙ GT

(18)=005∙ 182733=9137 kg h

Bilant in punctul 8

Consideram ca in punctul 8 suspensia contine 2 solid si 98 apa

Ca (OH )2+H 2O+SO2+12

O2rarr Ca SO4 ∙2 H 2 O

74 kg Ca(OH)2 64 kg SO2 16 kg O2 18 kg H2O 172 kg CaSO42H2O

a GSO2 react b c d

74 kg Ca(OH)2 44 kg CO2 100 kg CaCO3 18 kg H2O

19

GCa (OH )2 u w z

Gsolide( 8) =d+w+Gcenusa

(4 ) +Gimp(18)=3440325+22224+8525+9137=376246 kg h

Rata de iesire (formare) este 51Gmat solide

( 8) =Gsolide(8 ) ∙ 5=376246 ∙ 5=188123 kg h

GT( 8)=

Gmat solide

002=188123

002=940615 kg h

GH2 O( 8) =GT

(8 )minusGmat solide(8 ) =940615minus188123=9218027

kgh

Bilant in punctul 9

GT( 9)=08 ∙ GT

(8 )=08 ∙ 940615=752492 kg h

Gsolide( 9) =08 ∙G solide

(8 ) =08∙ 376246=300997 kg h

GH2 O( 9) =GT

(9 )minusGsolide(9 ) =752492minus300997=74948203 kg h

Bilant in punctul 12

GT(12 )=02∙ GT

( 8)=02 ∙ 940615=188123 kg h

Gsolide(12 ) =Gsolide

(8 ) =376246 kg h

GH2 O(12 ) =GT

(12)minusG solide(12) =188123minus376246=18436054 kg h

Bilant in punctul 13

Se calculeaza namolul de decantareGsolide

(13 ) =Gsolide(12) =376246 kg h

Umiditatea namolului 85

GT(13 )=

G solide( 13)

015=376246

015=2508307kg h

GH2 O(13 ) =GT

(13 )minusGsolide(13) =2508307minus376246=2132061 kg h

Bilant in punctul 14

Se calculeaza namolul de la filtrare

Gsolide(14 ) =Gsolide

(13 ) =376246 kg h

Umiditatea namolului de la filtrare ndash 40

GT(14 )=

Gsolide(14 )

06=376246

06=627077 kg h

GH2 O(14 ) =GT

(14 )minusGsolide(14 ) =627077minus376246=250831 kg h

Bilant in punctul 15

Se calculeaza limpedele de la decantare

GT(15 )=GH 2 O

(15) =GT(12)minusGT

( 13)=188123minus2508307=16303993 kg h

Bilant in punctul 16

GT(16 )=GH 2 O

(16 ) =GT(13)minusGT

(14)=2508307minus627077=188123 kg h

Bilant in punctul 17

Se calculeaza adaosul de apa

Debit apa care intra este

GH2 Ointrata=GH2 O(17 ) +GH 2O

(18 ) +cH 2 O(8 ) +zH 2 O

(8 )

Debit de apa care iese este

GH2 Ointrata=GH2 O(6 ) +GH 2O

(14 ) +dCaSO4 ∙ H 2 O(8 ) + 36

172

GH2 Ointrata=GH2 Ointrata

GH2 O(17 ) =GH 2 O

(6 ) +GH2 O(14 ) +dCaSO4 ∙ H 2O

(8 ) + 36172

minus(GH 2 O(18) +c H 2O

( 8) + zH 2 O( 8) )=1502856+250831+3440325+ 36

172minus(9137+36003+4001 )=2048599 kgh

Bilant in punctul 20

Se calculeaza laptele de var 20

GCa(OH )2

(20 ) =GCa(OH )2

(18 ) =16446kg h

Gimp(20 )=Gimp

(18 )=9137 kg h

GT(20 )=

GCa(OH )2

(20)

02=16446

02=8223 kg h

GH2 O(20 ) =GT

(20 )minusGimp(20)minusGCa (OH )2

(20) =8223minus9137minus16446=648704 kgh

Bilant in punctul 19

GH2 O(19 ) =GH 2 O

(20 ) minusGH 2 O(18) =648704minus9137=639567 kg h

GT(19 )=GT

(20 )minusGT(18)=8223minus182733=639567 kg h

GH2 O(19 ) =GT

(19 )

Bilant in punctul 21

GH2 O(21 ) =GH 2 O

(15 ) +GH 2 O( 16) +GH 2 O

(17 ) minusGH 2 O(19) =16303993+188123+2048599minus639567=19594255 kg h

Bilant in punctul 11

GT(11 )=GH 2 O

( 20) +GH 2 O(21) =648704+19594255=20242959 kg h

Bilant in punctul 10

GT(10 )=GT

(11 )+GT(9 )=20242959+752492=95492159 kgh

Predimensionarea absorberului

1 Calculul ariei minime a sectiunii coloanei

Consideram ca in coloana se foloseşte o umplutura cu inele Rasching cu caracteristicile urmatoare

dimensiuniLDd=505050 mm suprafaţa specifica ag=95 m2m3

fracţia de goluri εg=079 m3m3

densitatea aparenta ρa=500 Kgm3

Viteza de inecare este

lg [ v i ∙ ag

g ∙ εg3 ∙

ρ v

ρl

(103 ηl )016]=Aminus175( L

G )14 ∙( ρv

ρl)

18

unde vi= viteza de inecare

ag= suprafaţa specifica a umpluturii

εg= fracţia de goluri a umpluturii

ρv= densitatea fazei gazoase( considerata min punctul de bilant 6)

ρl= densitatea fazei lichide( considerata 103 Kgm3)

ηl= viscozitatea fazei lichide( considerata 10-3 Kgms)

A= coeficientul ales in funcţie de natura umpluturii (A=022)

Lrsquo=debitul masic al fazei lichide=GT(8)

Grsquo= debitul masic al fazei gazoase=GT(6)

Din bilanţul in punctul (6) rezulta

DM i(6 ) =(G i

(6 )

M i)

y i=DM i

(6 )

sum DM i( 6)

sum DM i(6 )

unde i= CO2 SO2 N2 Ar O2 H2O

yCO2=0144

y N2=0755

y Ar=00086

yO2=0044

ySO2=000007

y H 2O=0047

M (6 )=sum y i ∙ M i=2973448 kg

Presiunea gazelor se considera 1 atm

V M=V M0 ∙

TT 0

=22 4 ∙TT 0

La intrarea in absorber t i gaze=135

La iesirea din absorber t e gaze=35

tm=135+35

2=85

T=85+273=358 K

ρ v=M ( 6)

V M

=M ( 6)

V M0 ∙

T 0

T=29802

224∙273358

=1014 kgm3

lg [ v i ∙ 95

981∙ 0793 ∙1014

103 ∙ (103 ∙10minus3 )016]=022minus175( 94061543799127 )

14 ∙( 1014

103 )18

lg v i=1 03v i=10 73 m s

Debitul volumetric de gaze

Gv=DM T(6 ) ∙ V m

0 ∙TT 0

=1373607 ∙224 ∙358273

=403488251 m3h

Amin=Gv

v i ∙3600= 403488251

3600∙1073=10445 m3h

Dmin=radic 4 ∙ Amin

π=radic 4 ∙10445

π=364 m

Pentru diametre mai mari de 2 valorile se aleg din 05 icircn 05 m

Deci Dmin=4 m

Aria reala este

Areala=π D2

4=π ∙ 42

4=1257 m2

2 Calculul suprafetei de transfer şi a volumului de umplutură

Coeficientul de difuzie

Dso2minusg=43 ∙ 10minus7

∙T

32

P(V A

13 +V B

13)2 ∙radic 1

M A

+1

M B

[m2 s ]

unde

T- temperatura [K]

p- presiunea p = 1 atm

VA VB-volume molare la punctul normal de fierbere[cm3mol]

Consideram ca A este amestecul gazos din punctul de bilant (6) iar B= SO2

V SO2=44 8 cm3 iquestmol

V Ar=29 8 cm3 mol

V N2=31 2 cm3 iquestmol

V H2

O =18 9 cm3 iquestmol

V CO2=34 4 cm3iquestmol

V O2=25 6 cm3iquest mol

Coeficientul de difuzie se considera pentru amestecul din punctul (6)

V A=sum y isdotV i

V B=V SO2=44 8 cm3 iquestmol

V Ar=0 0086sdot29 8 =0 25628 cm3 mol iquest

V N2=0 755sdot31 2 =23 556 cm3 iquestmol iquest

V H2

O =0 047sdot18 9 =0 8883 cm3 iquestmol iquestiquestV CO2=0 144sdot34 4 =4 9536 cm3 iquestmol iquestiquestiquestV O

2=0 043sdot25 6 =1 1008 cm3 iquestmol iquestiquestiquestiquestV A =30 75498 cm3iquestmol

M A=M (6)=29 73448 kgM B=M SO2

=64 Kg

Dso2minusg=43 ∙10minus7

∙358

32

1(307549813 +448

13 )2

∙radic 12973448

+1

64 [m2 s ]

DSO2minusg=1 4466sdot10minus5 [ m2iquest s ]

Re=Gsdotdgηv

G=GT

(6)

Arealsdot3600 Kg m2 s

Diametrul mediu al granulelor

dg=005m

ηv=ηam=1910-6 Kgms

G= 437991271257 ∙ 3600

=968 kg m2 s

real=G ∙ dgηv

=978 ∙ 005

19 ∙10minus6=2573684

Sc=ηv

ρ v ∙D SO2minusg

= 19∙ 10minus6

1014 ∙ 14466 ∙10minus5=1295

sh=c ∙ real059 ∙ Sc033

unde c=069

Sh=069∙ 2573684059∙ 1295033=300694

Sh=KV ∙ dgDS 04minusg

=iquest K v=Sh ∙ DSO4minusg

dg=300694 ∙14466 ∙ 10minus5

005=0087 m3m2 s

Debitul absorbit de SO2(N)

N=K vsdotSsdotDc

unde Kv= coeficient de transfer de masă

S= suprafata de transfer

Dc= forta motricea procesului de transfer de masă

Dy m=( y1minus y1

iquest )minus( y2minus y2iquest )

ln( y1minus y1

iquest )( y2minus y2

iquest )

unde y1y2= concentraţiile la baza coloanei si la vacircrful coloanei

y=concentratia gazului in echilibru cu x

( yminus yiquest) =diferenta medie logaritmica a diferentei de concentratie

Transferul de masă esteurmat de o reactie chimică ireversibilă si de aceea

( y1

iquestiquest y2iquest =0)

Dy m=( y1minus y2)

lny1

y2

y1= ySO2

(4 )

y2= ySO2

(6 ) =0 00007

DM i(4) =(G i

(4 )

M i)

DM N2

( 4 ) =3049398828

=1089071 kmoli h

DAr( 4 )= 49553

40=12388 kmoli h

DO2

( 4 )=181836432

=56824 kmoli h

DSO2

( 4 ) =1347564

=2105 kmoli h

DCO2

( 4 ) =952343344

=216442 kmoli h

DM T( 4 ) =13768 kmoli h

ySO2

( 4) =DM SO2

( 4 )

DM T(4 ) = 2105

13768=0001529

D y m=( y1minus y2 )

lny1

y2

=(0001529minus000007 )

ln0001529000007

=0000473

Dc=D y m∙ρv

M (6 )=0000473 ∙

10142973448

=1613∙ 10minus5

N=DM S O2

(4 ) minusDM SO2

(6 ) =2105minus105=20 kmoli h

N=K v ∙ S ∙ D c=20 kmoli h

S= NK v ∙ 3600∙ Dc

= 20

0087 ∙3600 ∙ 1613∙ 10minus5=395889 m2

Volumul umpluturii

V u=Sag

=39588995

=4167 m3

Inaltimea umpluturii

H u=V u

Areal

=41671257

=332

Hu se aproximeaza la 35 m

Aceasta a condus la minimizarea pierderilor de presiune Un turn de spălare este alcătuit din trei părţi principale

zona inferioară de drenaj zona de contact gaz lichid zona de gaze de ardere curate

Icircn zona de drenaj suspensia rezultată din spălare este colectată amestecată ventilată şi icircmbogăţită cu absorbant proaspăt Volumul acestei zone este determinat icircn principal de viteză de dizolvare a absorbantului precum şi de cantitatea de SO2 ce trebuie icircnlăturată

Icircn zona mijlocie a scruberului zona de contact gaz lichid gazele sunt aduse icircn contact cu suspensia de spălare icircn contracurent şi astfel sunt spălate Lichidul de spălare este distribuit uniform pe mai multe nivele de pulverizare Astfel se creează un spaţiu de amestec omogen gaz lichid icircn care are loc transferul de masă de la gazele de ardere la lichidul de spălare

Icircn partea superioară a scruberului (zona de gaze de ardere curate) gazele de ardere trec printr-un separator de picături icircn care se reţin picăturile fine de lichid pe care le-au antrenat Pentru curăţare separatorul de picături este spălat cu apă de sus icircn jos icircntr-o anumită succesiune a sectoarelor acestuia cu ajutorul unor pulverizatoare

Figura 7 prezintă schema unei instalaţii moderne de desulfurare a gazelor de ardere cu oxidare integrată folosind calcar drept absorbant Astfel de instalaţii sunt icircn funcţiune icircn centralele noi din Germania Gazele care trebuie curăţate sunt răcite icircn schimbătorul regenerativ de căldură gaze-gaze şi trec prin turnul de spălare icircn contracurent faţă de absorbant Pentru a se evită suprasaturarea cu vapori de apă gazele curate sunt reicircncălzite icircn schimbătorul de căldură pacircnă la aproximativ 90 0C Eficienţa scruberului este de circa 92divide98 sbquo astfel icircncacirct se poate respecta fără vreo dificultate nu numai norma de 400 mg SO2m3sbquo dar şi alte cerinţe mai restrictive privind emisiile de SO2 Lichidul de spălare are o evoluţie ciclică Calcarul măcinat fin este preluat din siloz şi preparat cu apă (apă reziduală) rezultacircnd o suspensie care alimentează continuu zona inferioară a scruberului Pe de altă parte suspensia de gips este evacuată din scruber Separarea cristalelor mai mari de gips micşorarea lor ulterioară şi procesarea acestora se face icircntr-un hidrociclon Particulele fine de ghips care nu pot fi deshidratate atacirct de bine sunt trimise icircnapoi icircn ciclul absorbantului sub formă de cristale de sămacircnţă

Apa reziduală evacuată din ciclu trebuie tratată datorită conţinutului său ridicat de ioni şi de metale Unul dintre parametrii cei mai critici care determină cantitatea de apă uzată este conţinutul de cloride din gazul de evacuare şi apă de

proces deoarece concentraţia de cloride afectează nivelul de coroziune şi calitatea gipsului Odată ce caracteristicile apei uzate sunt bine determinate poate fi proiectat un sistem de tratare a apei uzate Icircn general este suficient un tratament fizico-chimic standard pentru a satisface cerinţele de protecţiei a mediului

Fig 7 Schema unei instalaţii de desulfurare a gazelor cu oxidare integrată

Gipsul rezultat ca produs secundar este folosit icircn industria materialelor de construcţii Gradul de calitate al gipsului este un factor important pentru proiectarea sistemului

Gipsul pentru pereţi trebuie să fie de o calitate ridicată o puritate icircnalta umezeală scăzută un conţinut foarte mic de compuşi sulfiţi neoxidaţi şi de substanţe dizolvate

Gipsul pentru ciment este tot un gips de calitate ridicată totuşi de o puritate mai scăzută decacirct icircn cazul anterior Conţinutul de umezeală trebuie să fie scăzut şi la fel trebuie să fie conţinutul de compuşi sulfiţi neoxidaţi şi de substanţe dizolvate

Icircn general gipsul este uscat de abur acesta fiind apoi trecut printr-o maşină de brichetat şi apoi depozitat icircn saci sau silozuri Gipsul recuperat prin oxidare icircntr-o singură buclă are o puritate mai redusă şi o umezeală mai mare comparativ cu cel obţinut prin oxidarea icircn două bucle

Aplicatie- purificarea gazelor de ardere pe baza de carbune

Sa se calculeze o instalatie de purificare a gazelor de ardere de la o central termica pe baza de carbune

In central se arde o cantitate de carbune de 30-05n th carbune care contine 25-001n S si 3+002n cenusa

Excesul de aer pentru ardere este de 25+02n Instalatia se bazeaza pe absorbtia SO2 in suspensie de Ca(OH)2 iar randamentul este de 95

n = 5

Bilant in punctul 1

Debitul de alimentare

30minus05 ∙5=275 t h=27500 kg h

Procentul de Sulf

25minus001∙ 5=245

Procentul de cenusa

3+002 ∙ 5=31

Excesul de aer

25+02 ∙ n=26 exces aer

Procentul de carbune

100minus( S+ cenusa )=100minus (245+31 )=9445 C

Debitul de Sulf

GS(1 )= S

100∙GT=

245100

∙ 27500=67375 kgh

Debitul de cenusa

Gcenusa(1 ) =cenusa

100∙GT=

31100

∙ 27500=8525 kg h

Debitul de carbon

GC(1 )=C

100∙GT=

9445100

∙27500=2597375 kgh

Se calculeaza cantitatea de oxigen necesara arderii carbunelui

C+O2rarr CO2

12 kg C 32 kg O2 44 kg CO2

GC x y

x=GC ∙ 32

12=2597375∙ 32

12=6926133 kg h

GCO2

(1 ) = y=GC ∙ 44

12=2597375 ∙44

12=9523433 kgh

Se calculeaza cantitatea necesara arderii sulfului

S+O2 rarr SO2

32 kg C 32 kg O2 64 kg SO2

GS xrsquo yrsquo

x =GS ∙ 32

32=67375 ∙ 32

32=67375 kgh

GSO2

(1 ) = y=GC ∙ 44

32=67375∙ 64

32=13475 kgh

Bilant in punctul 2

Debitul aerului de combustie

Compozitie aer

N2=791 O2=20 Ar=09

M am=sum y i ∙ M i=791100

∙ 28+ 20100

∙ 32+ 09100

∙ 40=28908

C i(2)=

molar ∙ M i

M am

CN 2

(2) =791 ∙2828908

=76615

CO2

(2)= 20 ∙ 3228908

=2214

C Ar(2) =09 ∙40

28908=1245

GO2=x+x =6926333+67375=6993708 kg h

Gaer(2 ) =GN 2

(2 )+GO2

(2 )+GAr(2 )

GO2

(2 )=GO2∙100+exces aer

100=6993708 ∙

100+26100

=8812072kgh

100 kg aer 76615 kg N2 22140 kg O2 1245 kg Ar

Gaer(2 ) GN2

(2 ) GO2

(2 ) GAr(2 )

Gaer(2 ) =

GO 2

(2) ∙ 100

2214=8812072∙ 100

2214=3980159

GN2

(2 )=GO2

(2 ) ∙ 76615

2214=8812072 ∙76615

2214=30493988

GAr(2 )=

GO2

(2 ) ∙1245

2214=8812072 ∙ 1245

2214=49553

Bilant in punctul 3

C+O2rarr CO2

GCO2

(3 ) =GCO2

(1 ) =9523433 kg h

S+O2 rarr SO2

GSO2

(3 ) =GSO2

(1) =13475 kg h

Se considera ca in faza de combustie eficienta indepartarii cenusei din gaze este 90

Gcenusa(3 ) =01 ∙ Gcenusa

(1) =01 ∙8525=8525 kg h

GN2

(3 )=GN2

( 2)=30493988 kgh

GAr(3 )=G Ar

(2) =49553 kgh

GO2

(3 )=GO2

(2)minus( x+x )=8812072minus (6926333+67375 )=1818364 kg h

GT(3 )=GN2

(3 ) +GAr(3 ) +GO2

(3 )+GCO2

(3 ) +G SO2

(3) =30493988+49553+1818364+9523708+13475=4246634 kgh

Bilant in punctul 7

Gcenusa(7 ) =09 ∙ Gcenusa

(1 ) =09 ∙8525=76725 kgh

Bilant in punctul 4

Eficienta desprafuirii este de 90

Gcenusa( 4) =01 ∙ Gcenusa

(3 ) =01 ∙8525=8525 kg h

GN2

( 4)=GN2

( 3)=30493988 kgh

GAr( 4)=G Ar

(3) =49553 kgh

GO2

( 4)=GO2

(3)=1818364 kg h

GCO2

( 4) =GCO2

(3 ) =9523433 kg h

GSO2

( 4) =GSO2

(3 ) =13475 kg h

GT( 4)=GN2

(4 )+GAr( 4 )+GO 2

(4 )+GCO2

(4 ) +GSO2

( 4) =30493988+49553+1818364+9523708+13475=4246634 kg h

Bilant in punctul 5

Gcenusa(5 ) =09 ∙ Gcenusa

(3 ) =09 ∙8525=76725 kgh

Bilant in punctul 6

Se considera arbitrar ca numai 10 Ca(OH)2 reactioneaza cu CO2 si 90 din Ca(OH)2 reactioneaza cu SO2

Ca(OH )2+SO2+H 2O+O2rarr CaSO4 ∙2 H 2O

74 kg Ca(OH)2 64 kg SO2 16 kg O2 18 kg H2O 172 kg CaSO42H2O

a GSO2 react b c d

η|iquest|=95 iquest

GSO2 react=GSO2

(1) ∙η|iquest|∙

1100

=13475 ∙95

100=1280125kg hiquest

a=1280125∙ 7464

=148014 kg hCa(OH )2

b=1280125 ∙ 1664

=32003 kg h O2

c=1280125 ∙1864

=36003 kgh H 2 O

d=1280125 ∙ 17264

=3440325 kgh CaSO4 ∙2 H 2O

Ca(OH )2+CO2rarr CaCO3+H 2O

74 kg Ca(OH)2 44 kg CO2 100 kg CaCO3 18 kg H2O

19

GCa (OH )2 u w z

19

GCa(OH )2=148014

9=16446 kg hCa(OH )2

u=16446 ∙4474

=9779 kg hCO2

w=16446 ∙10074

=22224 kg hCaCO3

z=16446 ∙1874

=4001 kg h H 2 O

GN2

(6 )=GN2

( 4 )=30493988 kgh

GAr(6 )=G Ar

(4 )=49553 kgh

GSO2

(6 ) =GSO2

(4 ) minusG SO2 react=13475minus1280125=67375 kg h

GCO2

(6 ) =GCO2

( 4) minusGCO2(u )=9523433minus9779=9513654 kg h

GO2

(6 )=GO2

(4 )minusGO2(b )=1818364minus32003=1786361 kg h

Se considera ca la iesirea din absorber gazele au temperatura de 35⁰C iar

faza lichida are 35⁰C si presiune atmosferica

PH 2O(35 )=00573 atm

Fractii molare

y H 2O=00573

y gazeuscate=09427

Debitul molar de gaze uscate in punctul 6

DM(6 )=DCO2

( 6) +DSO2

(6 ) +DO2

( 6)+DAr( 6) +DN2

(6)

DCO2

(6 ) =GCO2

(6 )

44=9513654

44=216219 kmoli h

DSO2

(6 ) =G SO2

( 6)

64=67375

64=105 kmoli h

DO2

(6 )=GO2

( 6)

32=1786361

32=55824 kmoli h

DN2

(6 )=GN 2

(6 )

28=30493988

28=1089071 kmoli h

DAr(6 )=

GAr( 6)

40=49553

40=12388 kmoli h

DM(6 )=DCO2

( 6) +DSO2

(6 ) +DO2

( 6)+DAr( 6) +DN2

(6) =216219+105+55824+1089071+12388=1373607 kmoli h

1 kmoli gaze 00573 kmoli H2O 09427 kmoli gaze uscate

DH 2O(6 ) DM

(6 )

DH 2O(6 ) =00573∙1373607

09427=83492kmoli h

GH2 O(6 ) =18 ∙ DH 2 O

( 6) =18 ∙83492=1502856 kg h

GT(6 )=GAr

( 6) +G SO2

( 6) +GCO2

(6 ) +GO2

(6 )+GN2

(6 ) +GH 2 O(6 ) =49553+67375+9513654+1786361+30493988+1502856=43799127 kg h

Bilant in punctul 18

Debitul de var hidratat introdus in prepararea laptelui de varConsideram ca varul hidratat contine

a) Umiditate - 5b) Impuritati solide insolubile - 5c) Ca(OH)2 - 90

GCa(OH )2=a=148014 kg h(calculat la punctul 6)

100 kg var hidratat 90 kg Ca (OH)2

GCa(OH )2 GCa(OH )2

=148014 kg h

GCa(OH )2

(18 ) =100 ∙ 14801490

=16446 kgh

Debitul total de gaz

GT(18 )=

GCa (OH )2∙100

90=

16446 ∙ 10090

=182733 kgh

Din debitul total de gaz vom calcula apa si impuritatileGH2 O

(18 ) =005 ∙GT(18)=005 ∙ 182733=9137 kg h

Gimp(18 )=005 ∙ GT

(18)=005∙ 182733=9137 kg h

Bilant in punctul 8

Consideram ca in punctul 8 suspensia contine 2 solid si 98 apa

Ca (OH )2+H 2O+SO2+12

O2rarr Ca SO4 ∙2 H 2 O

74 kg Ca(OH)2 64 kg SO2 16 kg O2 18 kg H2O 172 kg CaSO42H2O

a GSO2 react b c d

74 kg Ca(OH)2 44 kg CO2 100 kg CaCO3 18 kg H2O

19

GCa (OH )2 u w z

Gsolide( 8) =d+w+Gcenusa

(4 ) +Gimp(18)=3440325+22224+8525+9137=376246 kg h

Rata de iesire (formare) este 51Gmat solide

( 8) =Gsolide(8 ) ∙ 5=376246 ∙ 5=188123 kg h

GT( 8)=

Gmat solide

002=188123

002=940615 kg h

GH2 O( 8) =GT

(8 )minusGmat solide(8 ) =940615minus188123=9218027

kgh

Bilant in punctul 9

GT( 9)=08 ∙ GT

(8 )=08 ∙ 940615=752492 kg h

Gsolide( 9) =08 ∙G solide

(8 ) =08∙ 376246=300997 kg h

GH2 O( 9) =GT

(9 )minusGsolide(9 ) =752492minus300997=74948203 kg h

Bilant in punctul 12

GT(12 )=02∙ GT

( 8)=02 ∙ 940615=188123 kg h

Gsolide(12 ) =Gsolide

(8 ) =376246 kg h

GH2 O(12 ) =GT

(12)minusG solide(12) =188123minus376246=18436054 kg h

Bilant in punctul 13

Se calculeaza namolul de decantareGsolide

(13 ) =Gsolide(12) =376246 kg h

Umiditatea namolului 85

GT(13 )=

G solide( 13)

015=376246

015=2508307kg h

GH2 O(13 ) =GT

(13 )minusGsolide(13) =2508307minus376246=2132061 kg h

Bilant in punctul 14

Se calculeaza namolul de la filtrare

Gsolide(14 ) =Gsolide

(13 ) =376246 kg h

Umiditatea namolului de la filtrare ndash 40

GT(14 )=

Gsolide(14 )

06=376246

06=627077 kg h

GH2 O(14 ) =GT

(14 )minusGsolide(14 ) =627077minus376246=250831 kg h

Bilant in punctul 15

Se calculeaza limpedele de la decantare

GT(15 )=GH 2 O

(15) =GT(12)minusGT

( 13)=188123minus2508307=16303993 kg h

Bilant in punctul 16

GT(16 )=GH 2 O

(16 ) =GT(13)minusGT

(14)=2508307minus627077=188123 kg h

Bilant in punctul 17

Se calculeaza adaosul de apa

Debit apa care intra este

GH2 Ointrata=GH2 O(17 ) +GH 2O

(18 ) +cH 2 O(8 ) +zH 2 O

(8 )

Debit de apa care iese este

GH2 Ointrata=GH2 O(6 ) +GH 2O

(14 ) +dCaSO4 ∙ H 2 O(8 ) + 36

172

GH2 Ointrata=GH2 Ointrata

GH2 O(17 ) =GH 2 O

(6 ) +GH2 O(14 ) +dCaSO4 ∙ H 2O

(8 ) + 36172

minus(GH 2 O(18) +c H 2O

( 8) + zH 2 O( 8) )=1502856+250831+3440325+ 36

172minus(9137+36003+4001 )=2048599 kgh

Bilant in punctul 20

Se calculeaza laptele de var 20

GCa(OH )2

(20 ) =GCa(OH )2

(18 ) =16446kg h

Gimp(20 )=Gimp

(18 )=9137 kg h

GT(20 )=

GCa(OH )2

(20)

02=16446

02=8223 kg h

GH2 O(20 ) =GT

(20 )minusGimp(20)minusGCa (OH )2

(20) =8223minus9137minus16446=648704 kgh

Bilant in punctul 19

GH2 O(19 ) =GH 2 O

(20 ) minusGH 2 O(18) =648704minus9137=639567 kg h

GT(19 )=GT

(20 )minusGT(18)=8223minus182733=639567 kg h

GH2 O(19 ) =GT

(19 )

Bilant in punctul 21

GH2 O(21 ) =GH 2 O

(15 ) +GH 2 O( 16) +GH 2 O

(17 ) minusGH 2 O(19) =16303993+188123+2048599minus639567=19594255 kg h

Bilant in punctul 11

GT(11 )=GH 2 O

( 20) +GH 2 O(21) =648704+19594255=20242959 kg h

Bilant in punctul 10

GT(10 )=GT

(11 )+GT(9 )=20242959+752492=95492159 kgh

Predimensionarea absorberului

1 Calculul ariei minime a sectiunii coloanei

Consideram ca in coloana se foloseşte o umplutura cu inele Rasching cu caracteristicile urmatoare

dimensiuniLDd=505050 mm suprafaţa specifica ag=95 m2m3

fracţia de goluri εg=079 m3m3

densitatea aparenta ρa=500 Kgm3

Viteza de inecare este

lg [ v i ∙ ag

g ∙ εg3 ∙

ρ v

ρl

(103 ηl )016]=Aminus175( L

G )14 ∙( ρv

ρl)

18

unde vi= viteza de inecare

ag= suprafaţa specifica a umpluturii

εg= fracţia de goluri a umpluturii

ρv= densitatea fazei gazoase( considerata min punctul de bilant 6)

ρl= densitatea fazei lichide( considerata 103 Kgm3)

ηl= viscozitatea fazei lichide( considerata 10-3 Kgms)

A= coeficientul ales in funcţie de natura umpluturii (A=022)

Lrsquo=debitul masic al fazei lichide=GT(8)

Grsquo= debitul masic al fazei gazoase=GT(6)

Din bilanţul in punctul (6) rezulta

DM i(6 ) =(G i

(6 )

M i)

y i=DM i

(6 )

sum DM i( 6)

sum DM i(6 )

unde i= CO2 SO2 N2 Ar O2 H2O

yCO2=0144

y N2=0755

y Ar=00086

yO2=0044

ySO2=000007

y H 2O=0047

M (6 )=sum y i ∙ M i=2973448 kg

Presiunea gazelor se considera 1 atm

V M=V M0 ∙

TT 0

=22 4 ∙TT 0

La intrarea in absorber t i gaze=135

La iesirea din absorber t e gaze=35

tm=135+35

2=85

T=85+273=358 K

ρ v=M ( 6)

V M

=M ( 6)

V M0 ∙

T 0

T=29802

224∙273358

=1014 kgm3

lg [ v i ∙ 95

981∙ 0793 ∙1014

103 ∙ (103 ∙10minus3 )016]=022minus175( 94061543799127 )

14 ∙( 1014

103 )18

lg v i=1 03v i=10 73 m s

Debitul volumetric de gaze

Gv=DM T(6 ) ∙ V m

0 ∙TT 0

=1373607 ∙224 ∙358273

=403488251 m3h

Amin=Gv

v i ∙3600= 403488251

3600∙1073=10445 m3h

Dmin=radic 4 ∙ Amin

π=radic 4 ∙10445

π=364 m

Pentru diametre mai mari de 2 valorile se aleg din 05 icircn 05 m

Deci Dmin=4 m

Aria reala este

Areala=π D2

4=π ∙ 42

4=1257 m2

2 Calculul suprafetei de transfer şi a volumului de umplutură

Coeficientul de difuzie

Dso2minusg=43 ∙ 10minus7

∙T

32

P(V A

13 +V B

13)2 ∙radic 1

M A

+1

M B

[m2 s ]

unde

T- temperatura [K]

p- presiunea p = 1 atm

VA VB-volume molare la punctul normal de fierbere[cm3mol]

Consideram ca A este amestecul gazos din punctul de bilant (6) iar B= SO2

V SO2=44 8 cm3 iquestmol

V Ar=29 8 cm3 mol

V N2=31 2 cm3 iquestmol

V H2

O =18 9 cm3 iquestmol

V CO2=34 4 cm3iquestmol

V O2=25 6 cm3iquest mol

Coeficientul de difuzie se considera pentru amestecul din punctul (6)

V A=sum y isdotV i

V B=V SO2=44 8 cm3 iquestmol

V Ar=0 0086sdot29 8 =0 25628 cm3 mol iquest

V N2=0 755sdot31 2 =23 556 cm3 iquestmol iquest

V H2

O =0 047sdot18 9 =0 8883 cm3 iquestmol iquestiquestV CO2=0 144sdot34 4 =4 9536 cm3 iquestmol iquestiquestiquestV O

2=0 043sdot25 6 =1 1008 cm3 iquestmol iquestiquestiquestiquestV A =30 75498 cm3iquestmol

M A=M (6)=29 73448 kgM B=M SO2

=64 Kg

Dso2minusg=43 ∙10minus7

∙358

32

1(307549813 +448

13 )2

∙radic 12973448

+1

64 [m2 s ]

DSO2minusg=1 4466sdot10minus5 [ m2iquest s ]

Re=Gsdotdgηv

G=GT

(6)

Arealsdot3600 Kg m2 s

Diametrul mediu al granulelor

dg=005m

ηv=ηam=1910-6 Kgms

G= 437991271257 ∙ 3600

=968 kg m2 s

real=G ∙ dgηv

=978 ∙ 005

19 ∙10minus6=2573684

Sc=ηv

ρ v ∙D SO2minusg

= 19∙ 10minus6

1014 ∙ 14466 ∙10minus5=1295

sh=c ∙ real059 ∙ Sc033

unde c=069

Sh=069∙ 2573684059∙ 1295033=300694

Sh=KV ∙ dgDS 04minusg

=iquest K v=Sh ∙ DSO4minusg

dg=300694 ∙14466 ∙ 10minus5

005=0087 m3m2 s

Debitul absorbit de SO2(N)

N=K vsdotSsdotDc

unde Kv= coeficient de transfer de masă

S= suprafata de transfer

Dc= forta motricea procesului de transfer de masă

Dy m=( y1minus y1

iquest )minus( y2minus y2iquest )

ln( y1minus y1

iquest )( y2minus y2

iquest )

unde y1y2= concentraţiile la baza coloanei si la vacircrful coloanei

y=concentratia gazului in echilibru cu x

( yminus yiquest) =diferenta medie logaritmica a diferentei de concentratie

Transferul de masă esteurmat de o reactie chimică ireversibilă si de aceea

( y1

iquestiquest y2iquest =0)

Dy m=( y1minus y2)

lny1

y2

y1= ySO2

(4 )

y2= ySO2

(6 ) =0 00007

DM i(4) =(G i

(4 )

M i)

DM N2

( 4 ) =3049398828

=1089071 kmoli h

DAr( 4 )= 49553

40=12388 kmoli h

DO2

( 4 )=181836432

=56824 kmoli h

DSO2

( 4 ) =1347564

=2105 kmoli h

DCO2

( 4 ) =952343344

=216442 kmoli h

DM T( 4 ) =13768 kmoli h

ySO2

( 4) =DM SO2

( 4 )

DM T(4 ) = 2105

13768=0001529

D y m=( y1minus y2 )

lny1

y2

=(0001529minus000007 )

ln0001529000007

=0000473

Dc=D y m∙ρv

M (6 )=0000473 ∙

10142973448

=1613∙ 10minus5

N=DM S O2

(4 ) minusDM SO2

(6 ) =2105minus105=20 kmoli h

N=K v ∙ S ∙ D c=20 kmoli h

S= NK v ∙ 3600∙ Dc

= 20

0087 ∙3600 ∙ 1613∙ 10minus5=395889 m2

Volumul umpluturii

V u=Sag

=39588995

=4167 m3

Inaltimea umpluturii

H u=V u

Areal

=41671257

=332

Hu se aproximeaza la 35 m

proces deoarece concentraţia de cloride afectează nivelul de coroziune şi calitatea gipsului Odată ce caracteristicile apei uzate sunt bine determinate poate fi proiectat un sistem de tratare a apei uzate Icircn general este suficient un tratament fizico-chimic standard pentru a satisface cerinţele de protecţiei a mediului

Fig 7 Schema unei instalaţii de desulfurare a gazelor cu oxidare integrată

Gipsul rezultat ca produs secundar este folosit icircn industria materialelor de construcţii Gradul de calitate al gipsului este un factor important pentru proiectarea sistemului

Gipsul pentru pereţi trebuie să fie de o calitate ridicată o puritate icircnalta umezeală scăzută un conţinut foarte mic de compuşi sulfiţi neoxidaţi şi de substanţe dizolvate

Gipsul pentru ciment este tot un gips de calitate ridicată totuşi de o puritate mai scăzută decacirct icircn cazul anterior Conţinutul de umezeală trebuie să fie scăzut şi la fel trebuie să fie conţinutul de compuşi sulfiţi neoxidaţi şi de substanţe dizolvate

Icircn general gipsul este uscat de abur acesta fiind apoi trecut printr-o maşină de brichetat şi apoi depozitat icircn saci sau silozuri Gipsul recuperat prin oxidare icircntr-o singură buclă are o puritate mai redusă şi o umezeală mai mare comparativ cu cel obţinut prin oxidarea icircn două bucle

Aplicatie- purificarea gazelor de ardere pe baza de carbune

Sa se calculeze o instalatie de purificare a gazelor de ardere de la o central termica pe baza de carbune

In central se arde o cantitate de carbune de 30-05n th carbune care contine 25-001n S si 3+002n cenusa

Excesul de aer pentru ardere este de 25+02n Instalatia se bazeaza pe absorbtia SO2 in suspensie de Ca(OH)2 iar randamentul este de 95

n = 5

Bilant in punctul 1

Debitul de alimentare

30minus05 ∙5=275 t h=27500 kg h

Procentul de Sulf

25minus001∙ 5=245

Procentul de cenusa

3+002 ∙ 5=31

Excesul de aer

25+02 ∙ n=26 exces aer

Procentul de carbune

100minus( S+ cenusa )=100minus (245+31 )=9445 C

Debitul de Sulf

GS(1 )= S

100∙GT=

245100

∙ 27500=67375 kgh

Debitul de cenusa

Gcenusa(1 ) =cenusa

100∙GT=

31100

∙ 27500=8525 kg h

Debitul de carbon

GC(1 )=C

100∙GT=

9445100

∙27500=2597375 kgh

Se calculeaza cantitatea de oxigen necesara arderii carbunelui

C+O2rarr CO2

12 kg C 32 kg O2 44 kg CO2

GC x y

x=GC ∙ 32

12=2597375∙ 32

12=6926133 kg h

GCO2

(1 ) = y=GC ∙ 44

12=2597375 ∙44

12=9523433 kgh

Se calculeaza cantitatea necesara arderii sulfului

S+O2 rarr SO2

32 kg C 32 kg O2 64 kg SO2

GS xrsquo yrsquo

x =GS ∙ 32

32=67375 ∙ 32

32=67375 kgh

GSO2

(1 ) = y=GC ∙ 44

32=67375∙ 64

32=13475 kgh

Bilant in punctul 2

Debitul aerului de combustie

Compozitie aer

N2=791 O2=20 Ar=09

M am=sum y i ∙ M i=791100

∙ 28+ 20100

∙ 32+ 09100

∙ 40=28908

C i(2)=

molar ∙ M i

M am

CN 2

(2) =791 ∙2828908

=76615

CO2

(2)= 20 ∙ 3228908

=2214

C Ar(2) =09 ∙40

28908=1245

GO2=x+x =6926333+67375=6993708 kg h

Gaer(2 ) =GN 2

(2 )+GO2

(2 )+GAr(2 )

GO2

(2 )=GO2∙100+exces aer

100=6993708 ∙

100+26100

=8812072kgh

100 kg aer 76615 kg N2 22140 kg O2 1245 kg Ar

Gaer(2 ) GN2

(2 ) GO2

(2 ) GAr(2 )

Gaer(2 ) =

GO 2

(2) ∙ 100

2214=8812072∙ 100

2214=3980159

GN2

(2 )=GO2

(2 ) ∙ 76615

2214=8812072 ∙76615

2214=30493988

GAr(2 )=

GO2

(2 ) ∙1245

2214=8812072 ∙ 1245

2214=49553

Bilant in punctul 3

C+O2rarr CO2

GCO2

(3 ) =GCO2

(1 ) =9523433 kg h

S+O2 rarr SO2

GSO2

(3 ) =GSO2

(1) =13475 kg h

Se considera ca in faza de combustie eficienta indepartarii cenusei din gaze este 90

Gcenusa(3 ) =01 ∙ Gcenusa

(1) =01 ∙8525=8525 kg h

GN2

(3 )=GN2

( 2)=30493988 kgh

GAr(3 )=G Ar

(2) =49553 kgh

GO2

(3 )=GO2

(2)minus( x+x )=8812072minus (6926333+67375 )=1818364 kg h

GT(3 )=GN2

(3 ) +GAr(3 ) +GO2

(3 )+GCO2

(3 ) +G SO2

(3) =30493988+49553+1818364+9523708+13475=4246634 kgh

Bilant in punctul 7

Gcenusa(7 ) =09 ∙ Gcenusa

(1 ) =09 ∙8525=76725 kgh

Bilant in punctul 4

Eficienta desprafuirii este de 90

Gcenusa( 4) =01 ∙ Gcenusa

(3 ) =01 ∙8525=8525 kg h

GN2

( 4)=GN2

( 3)=30493988 kgh

GAr( 4)=G Ar

(3) =49553 kgh

GO2

( 4)=GO2

(3)=1818364 kg h

GCO2

( 4) =GCO2

(3 ) =9523433 kg h

GSO2

( 4) =GSO2

(3 ) =13475 kg h

GT( 4)=GN2

(4 )+GAr( 4 )+GO 2

(4 )+GCO2

(4 ) +GSO2

( 4) =30493988+49553+1818364+9523708+13475=4246634 kg h

Bilant in punctul 5

Gcenusa(5 ) =09 ∙ Gcenusa

(3 ) =09 ∙8525=76725 kgh

Bilant in punctul 6

Se considera arbitrar ca numai 10 Ca(OH)2 reactioneaza cu CO2 si 90 din Ca(OH)2 reactioneaza cu SO2

Ca(OH )2+SO2+H 2O+O2rarr CaSO4 ∙2 H 2O

74 kg Ca(OH)2 64 kg SO2 16 kg O2 18 kg H2O 172 kg CaSO42H2O

a GSO2 react b c d

η|iquest|=95 iquest

GSO2 react=GSO2

(1) ∙η|iquest|∙

1100

=13475 ∙95

100=1280125kg hiquest

a=1280125∙ 7464

=148014 kg hCa(OH )2

b=1280125 ∙ 1664

=32003 kg h O2

c=1280125 ∙1864

=36003 kgh H 2 O

d=1280125 ∙ 17264

=3440325 kgh CaSO4 ∙2 H 2O

Ca(OH )2+CO2rarr CaCO3+H 2O

74 kg Ca(OH)2 44 kg CO2 100 kg CaCO3 18 kg H2O

19

GCa (OH )2 u w z

19

GCa(OH )2=148014

9=16446 kg hCa(OH )2

u=16446 ∙4474

=9779 kg hCO2

w=16446 ∙10074

=22224 kg hCaCO3

z=16446 ∙1874

=4001 kg h H 2 O

GN2

(6 )=GN2

( 4 )=30493988 kgh

GAr(6 )=G Ar

(4 )=49553 kgh

GSO2

(6 ) =GSO2

(4 ) minusG SO2 react=13475minus1280125=67375 kg h

GCO2

(6 ) =GCO2

( 4) minusGCO2(u )=9523433minus9779=9513654 kg h

GO2

(6 )=GO2

(4 )minusGO2(b )=1818364minus32003=1786361 kg h

Se considera ca la iesirea din absorber gazele au temperatura de 35⁰C iar

faza lichida are 35⁰C si presiune atmosferica

PH 2O(35 )=00573 atm

Fractii molare

y H 2O=00573

y gazeuscate=09427

Debitul molar de gaze uscate in punctul 6

DM(6 )=DCO2

( 6) +DSO2

(6 ) +DO2

( 6)+DAr( 6) +DN2

(6)

DCO2

(6 ) =GCO2

(6 )

44=9513654

44=216219 kmoli h

DSO2

(6 ) =G SO2

( 6)

64=67375

64=105 kmoli h

DO2

(6 )=GO2

( 6)

32=1786361

32=55824 kmoli h

DN2

(6 )=GN 2

(6 )

28=30493988

28=1089071 kmoli h

DAr(6 )=

GAr( 6)

40=49553

40=12388 kmoli h

DM(6 )=DCO2

( 6) +DSO2

(6 ) +DO2

( 6)+DAr( 6) +DN2

(6) =216219+105+55824+1089071+12388=1373607 kmoli h

1 kmoli gaze 00573 kmoli H2O 09427 kmoli gaze uscate

DH 2O(6 ) DM

(6 )

DH 2O(6 ) =00573∙1373607

09427=83492kmoli h

GH2 O(6 ) =18 ∙ DH 2 O

( 6) =18 ∙83492=1502856 kg h

GT(6 )=GAr

( 6) +G SO2

( 6) +GCO2

(6 ) +GO2

(6 )+GN2

(6 ) +GH 2 O(6 ) =49553+67375+9513654+1786361+30493988+1502856=43799127 kg h

Bilant in punctul 18

Debitul de var hidratat introdus in prepararea laptelui de varConsideram ca varul hidratat contine

a) Umiditate - 5b) Impuritati solide insolubile - 5c) Ca(OH)2 - 90

GCa(OH )2=a=148014 kg h(calculat la punctul 6)

100 kg var hidratat 90 kg Ca (OH)2

GCa(OH )2 GCa(OH )2

=148014 kg h

GCa(OH )2

(18 ) =100 ∙ 14801490

=16446 kgh

Debitul total de gaz

GT(18 )=

GCa (OH )2∙100

90=

16446 ∙ 10090

=182733 kgh

Din debitul total de gaz vom calcula apa si impuritatileGH2 O

(18 ) =005 ∙GT(18)=005 ∙ 182733=9137 kg h

Gimp(18 )=005 ∙ GT

(18)=005∙ 182733=9137 kg h

Bilant in punctul 8

Consideram ca in punctul 8 suspensia contine 2 solid si 98 apa

Ca (OH )2+H 2O+SO2+12

O2rarr Ca SO4 ∙2 H 2 O

74 kg Ca(OH)2 64 kg SO2 16 kg O2 18 kg H2O 172 kg CaSO42H2O

a GSO2 react b c d

74 kg Ca(OH)2 44 kg CO2 100 kg CaCO3 18 kg H2O

19

GCa (OH )2 u w z

Gsolide( 8) =d+w+Gcenusa

(4 ) +Gimp(18)=3440325+22224+8525+9137=376246 kg h

Rata de iesire (formare) este 51Gmat solide

( 8) =Gsolide(8 ) ∙ 5=376246 ∙ 5=188123 kg h

GT( 8)=

Gmat solide

002=188123

002=940615 kg h

GH2 O( 8) =GT

(8 )minusGmat solide(8 ) =940615minus188123=9218027

kgh

Bilant in punctul 9

GT( 9)=08 ∙ GT

(8 )=08 ∙ 940615=752492 kg h

Gsolide( 9) =08 ∙G solide

(8 ) =08∙ 376246=300997 kg h

GH2 O( 9) =GT

(9 )minusGsolide(9 ) =752492minus300997=74948203 kg h

Bilant in punctul 12

GT(12 )=02∙ GT

( 8)=02 ∙ 940615=188123 kg h

Gsolide(12 ) =Gsolide

(8 ) =376246 kg h

GH2 O(12 ) =GT

(12)minusG solide(12) =188123minus376246=18436054 kg h

Bilant in punctul 13

Se calculeaza namolul de decantareGsolide

(13 ) =Gsolide(12) =376246 kg h

Umiditatea namolului 85

GT(13 )=

G solide( 13)

015=376246

015=2508307kg h

GH2 O(13 ) =GT

(13 )minusGsolide(13) =2508307minus376246=2132061 kg h

Bilant in punctul 14

Se calculeaza namolul de la filtrare

Gsolide(14 ) =Gsolide

(13 ) =376246 kg h

Umiditatea namolului de la filtrare ndash 40

GT(14 )=

Gsolide(14 )

06=376246

06=627077 kg h

GH2 O(14 ) =GT

(14 )minusGsolide(14 ) =627077minus376246=250831 kg h

Bilant in punctul 15

Se calculeaza limpedele de la decantare

GT(15 )=GH 2 O

(15) =GT(12)minusGT

( 13)=188123minus2508307=16303993 kg h

Bilant in punctul 16

GT(16 )=GH 2 O

(16 ) =GT(13)minusGT

(14)=2508307minus627077=188123 kg h

Bilant in punctul 17

Se calculeaza adaosul de apa

Debit apa care intra este

GH2 Ointrata=GH2 O(17 ) +GH 2O

(18 ) +cH 2 O(8 ) +zH 2 O

(8 )

Debit de apa care iese este

GH2 Ointrata=GH2 O(6 ) +GH 2O

(14 ) +dCaSO4 ∙ H 2 O(8 ) + 36

172

GH2 Ointrata=GH2 Ointrata

GH2 O(17 ) =GH 2 O

(6 ) +GH2 O(14 ) +dCaSO4 ∙ H 2O

(8 ) + 36172

minus(GH 2 O(18) +c H 2O

( 8) + zH 2 O( 8) )=1502856+250831+3440325+ 36

172minus(9137+36003+4001 )=2048599 kgh

Bilant in punctul 20

Se calculeaza laptele de var 20

GCa(OH )2

(20 ) =GCa(OH )2

(18 ) =16446kg h

Gimp(20 )=Gimp

(18 )=9137 kg h

GT(20 )=

GCa(OH )2

(20)

02=16446

02=8223 kg h

GH2 O(20 ) =GT

(20 )minusGimp(20)minusGCa (OH )2

(20) =8223minus9137minus16446=648704 kgh

Bilant in punctul 19

GH2 O(19 ) =GH 2 O

(20 ) minusGH 2 O(18) =648704minus9137=639567 kg h

GT(19 )=GT

(20 )minusGT(18)=8223minus182733=639567 kg h

GH2 O(19 ) =GT

(19 )

Bilant in punctul 21

GH2 O(21 ) =GH 2 O

(15 ) +GH 2 O( 16) +GH 2 O

(17 ) minusGH 2 O(19) =16303993+188123+2048599minus639567=19594255 kg h

Bilant in punctul 11

GT(11 )=GH 2 O

( 20) +GH 2 O(21) =648704+19594255=20242959 kg h

Bilant in punctul 10

GT(10 )=GT

(11 )+GT(9 )=20242959+752492=95492159 kgh

Predimensionarea absorberului

1 Calculul ariei minime a sectiunii coloanei

Consideram ca in coloana se foloseşte o umplutura cu inele Rasching cu caracteristicile urmatoare

dimensiuniLDd=505050 mm suprafaţa specifica ag=95 m2m3

fracţia de goluri εg=079 m3m3

densitatea aparenta ρa=500 Kgm3

Viteza de inecare este

lg [ v i ∙ ag

g ∙ εg3 ∙

ρ v

ρl

(103 ηl )016]=Aminus175( L

G )14 ∙( ρv

ρl)

18

unde vi= viteza de inecare

ag= suprafaţa specifica a umpluturii

εg= fracţia de goluri a umpluturii

ρv= densitatea fazei gazoase( considerata min punctul de bilant 6)

ρl= densitatea fazei lichide( considerata 103 Kgm3)

ηl= viscozitatea fazei lichide( considerata 10-3 Kgms)

A= coeficientul ales in funcţie de natura umpluturii (A=022)

Lrsquo=debitul masic al fazei lichide=GT(8)

Grsquo= debitul masic al fazei gazoase=GT(6)

Din bilanţul in punctul (6) rezulta

DM i(6 ) =(G i

(6 )

M i)

y i=DM i

(6 )

sum DM i( 6)

sum DM i(6 )

unde i= CO2 SO2 N2 Ar O2 H2O

yCO2=0144

y N2=0755

y Ar=00086

yO2=0044

ySO2=000007

y H 2O=0047

M (6 )=sum y i ∙ M i=2973448 kg

Presiunea gazelor se considera 1 atm

V M=V M0 ∙

TT 0

=22 4 ∙TT 0

La intrarea in absorber t i gaze=135

La iesirea din absorber t e gaze=35

tm=135+35

2=85

T=85+273=358 K

ρ v=M ( 6)

V M

=M ( 6)

V M0 ∙

T 0

T=29802

224∙273358

=1014 kgm3

lg [ v i ∙ 95

981∙ 0793 ∙1014

103 ∙ (103 ∙10minus3 )016]=022minus175( 94061543799127 )

14 ∙( 1014

103 )18

lg v i=1 03v i=10 73 m s

Debitul volumetric de gaze

Gv=DM T(6 ) ∙ V m

0 ∙TT 0

=1373607 ∙224 ∙358273

=403488251 m3h

Amin=Gv

v i ∙3600= 403488251

3600∙1073=10445 m3h

Dmin=radic 4 ∙ Amin

π=radic 4 ∙10445

π=364 m

Pentru diametre mai mari de 2 valorile se aleg din 05 icircn 05 m

Deci Dmin=4 m

Aria reala este

Areala=π D2

4=π ∙ 42

4=1257 m2

2 Calculul suprafetei de transfer şi a volumului de umplutură

Coeficientul de difuzie

Dso2minusg=43 ∙ 10minus7

∙T

32

P(V A

13 +V B

13)2 ∙radic 1

M A

+1

M B

[m2 s ]

unde

T- temperatura [K]

p- presiunea p = 1 atm

VA VB-volume molare la punctul normal de fierbere[cm3mol]

Consideram ca A este amestecul gazos din punctul de bilant (6) iar B= SO2

V SO2=44 8 cm3 iquestmol

V Ar=29 8 cm3 mol

V N2=31 2 cm3 iquestmol

V H2

O =18 9 cm3 iquestmol

V CO2=34 4 cm3iquestmol

V O2=25 6 cm3iquest mol

Coeficientul de difuzie se considera pentru amestecul din punctul (6)

V A=sum y isdotV i

V B=V SO2=44 8 cm3 iquestmol

V Ar=0 0086sdot29 8 =0 25628 cm3 mol iquest

V N2=0 755sdot31 2 =23 556 cm3 iquestmol iquest

V H2

O =0 047sdot18 9 =0 8883 cm3 iquestmol iquestiquestV CO2=0 144sdot34 4 =4 9536 cm3 iquestmol iquestiquestiquestV O

2=0 043sdot25 6 =1 1008 cm3 iquestmol iquestiquestiquestiquestV A =30 75498 cm3iquestmol

M A=M (6)=29 73448 kgM B=M SO2

=64 Kg

Dso2minusg=43 ∙10minus7

∙358

32

1(307549813 +448

13 )2

∙radic 12973448

+1

64 [m2 s ]

DSO2minusg=1 4466sdot10minus5 [ m2iquest s ]

Re=Gsdotdgηv

G=GT

(6)

Arealsdot3600 Kg m2 s

Diametrul mediu al granulelor

dg=005m

ηv=ηam=1910-6 Kgms

G= 437991271257 ∙ 3600

=968 kg m2 s

real=G ∙ dgηv

=978 ∙ 005

19 ∙10minus6=2573684

Sc=ηv

ρ v ∙D SO2minusg

= 19∙ 10minus6

1014 ∙ 14466 ∙10minus5=1295

sh=c ∙ real059 ∙ Sc033

unde c=069

Sh=069∙ 2573684059∙ 1295033=300694

Sh=KV ∙ dgDS 04minusg

=iquest K v=Sh ∙ DSO4minusg

dg=300694 ∙14466 ∙ 10minus5

005=0087 m3m2 s

Debitul absorbit de SO2(N)

N=K vsdotSsdotDc

unde Kv= coeficient de transfer de masă

S= suprafata de transfer

Dc= forta motricea procesului de transfer de masă

Dy m=( y1minus y1

iquest )minus( y2minus y2iquest )

ln( y1minus y1

iquest )( y2minus y2

iquest )

unde y1y2= concentraţiile la baza coloanei si la vacircrful coloanei

y=concentratia gazului in echilibru cu x

( yminus yiquest) =diferenta medie logaritmica a diferentei de concentratie

Transferul de masă esteurmat de o reactie chimică ireversibilă si de aceea

( y1

iquestiquest y2iquest =0)

Dy m=( y1minus y2)

lny1

y2

y1= ySO2

(4 )

y2= ySO2

(6 ) =0 00007

DM i(4) =(G i

(4 )

M i)

DM N2

( 4 ) =3049398828

=1089071 kmoli h

DAr( 4 )= 49553

40=12388 kmoli h

DO2

( 4 )=181836432

=56824 kmoli h

DSO2

( 4 ) =1347564

=2105 kmoli h

DCO2

( 4 ) =952343344

=216442 kmoli h

DM T( 4 ) =13768 kmoli h

ySO2

( 4) =DM SO2

( 4 )

DM T(4 ) = 2105

13768=0001529

D y m=( y1minus y2 )

lny1

y2

=(0001529minus000007 )

ln0001529000007

=0000473

Dc=D y m∙ρv

M (6 )=0000473 ∙

10142973448

=1613∙ 10minus5

N=DM S O2

(4 ) minusDM SO2

(6 ) =2105minus105=20 kmoli h

N=K v ∙ S ∙ D c=20 kmoli h

S= NK v ∙ 3600∙ Dc

= 20

0087 ∙3600 ∙ 1613∙ 10minus5=395889 m2

Volumul umpluturii

V u=Sag

=39588995

=4167 m3

Inaltimea umpluturii

H u=V u

Areal

=41671257

=332

Hu se aproximeaza la 35 m

Aplicatie- purificarea gazelor de ardere pe baza de carbune

Sa se calculeze o instalatie de purificare a gazelor de ardere de la o central termica pe baza de carbune

In central se arde o cantitate de carbune de 30-05n th carbune care contine 25-001n S si 3+002n cenusa

Excesul de aer pentru ardere este de 25+02n Instalatia se bazeaza pe absorbtia SO2 in suspensie de Ca(OH)2 iar randamentul este de 95

n = 5

Bilant in punctul 1

Debitul de alimentare

30minus05 ∙5=275 t h=27500 kg h

Procentul de Sulf

25minus001∙ 5=245

Procentul de cenusa

3+002 ∙ 5=31

Excesul de aer

25+02 ∙ n=26 exces aer

Procentul de carbune

100minus( S+ cenusa )=100minus (245+31 )=9445 C

Debitul de Sulf

GS(1 )= S

100∙GT=

245100

∙ 27500=67375 kgh

Debitul de cenusa

Gcenusa(1 ) =cenusa

100∙GT=

31100

∙ 27500=8525 kg h

Debitul de carbon

GC(1 )=C

100∙GT=

9445100

∙27500=2597375 kgh

Se calculeaza cantitatea de oxigen necesara arderii carbunelui

C+O2rarr CO2

12 kg C 32 kg O2 44 kg CO2

GC x y

x=GC ∙ 32

12=2597375∙ 32

12=6926133 kg h

GCO2

(1 ) = y=GC ∙ 44

12=2597375 ∙44

12=9523433 kgh

Se calculeaza cantitatea necesara arderii sulfului

S+O2 rarr SO2

32 kg C 32 kg O2 64 kg SO2

GS xrsquo yrsquo

x =GS ∙ 32

32=67375 ∙ 32

32=67375 kgh

GSO2

(1 ) = y=GC ∙ 44

32=67375∙ 64

32=13475 kgh

Bilant in punctul 2

Debitul aerului de combustie

Compozitie aer

N2=791 O2=20 Ar=09

M am=sum y i ∙ M i=791100

∙ 28+ 20100

∙ 32+ 09100

∙ 40=28908

C i(2)=

molar ∙ M i

M am

CN 2

(2) =791 ∙2828908

=76615

CO2

(2)= 20 ∙ 3228908

=2214

C Ar(2) =09 ∙40

28908=1245

GO2=x+x =6926333+67375=6993708 kg h

Gaer(2 ) =GN 2

(2 )+GO2

(2 )+GAr(2 )

GO2

(2 )=GO2∙100+exces aer

100=6993708 ∙

100+26100

=8812072kgh

100 kg aer 76615 kg N2 22140 kg O2 1245 kg Ar

Gaer(2 ) GN2

(2 ) GO2

(2 ) GAr(2 )

Gaer(2 ) =

GO 2

(2) ∙ 100

2214=8812072∙ 100

2214=3980159

GN2

(2 )=GO2

(2 ) ∙ 76615

2214=8812072 ∙76615

2214=30493988

GAr(2 )=

GO2

(2 ) ∙1245

2214=8812072 ∙ 1245

2214=49553

Bilant in punctul 3

C+O2rarr CO2

GCO2

(3 ) =GCO2

(1 ) =9523433 kg h

S+O2 rarr SO2

GSO2

(3 ) =GSO2

(1) =13475 kg h

Se considera ca in faza de combustie eficienta indepartarii cenusei din gaze este 90

Gcenusa(3 ) =01 ∙ Gcenusa

(1) =01 ∙8525=8525 kg h

GN2

(3 )=GN2

( 2)=30493988 kgh

GAr(3 )=G Ar

(2) =49553 kgh

GO2

(3 )=GO2

(2)minus( x+x )=8812072minus (6926333+67375 )=1818364 kg h

GT(3 )=GN2

(3 ) +GAr(3 ) +GO2

(3 )+GCO2

(3 ) +G SO2

(3) =30493988+49553+1818364+9523708+13475=4246634 kgh

Bilant in punctul 7

Gcenusa(7 ) =09 ∙ Gcenusa

(1 ) =09 ∙8525=76725 kgh

Bilant in punctul 4

Eficienta desprafuirii este de 90

Gcenusa( 4) =01 ∙ Gcenusa

(3 ) =01 ∙8525=8525 kg h

GN2

( 4)=GN2

( 3)=30493988 kgh

GAr( 4)=G Ar

(3) =49553 kgh

GO2

( 4)=GO2

(3)=1818364 kg h

GCO2

( 4) =GCO2

(3 ) =9523433 kg h

GSO2

( 4) =GSO2

(3 ) =13475 kg h

GT( 4)=GN2

(4 )+GAr( 4 )+GO 2

(4 )+GCO2

(4 ) +GSO2

( 4) =30493988+49553+1818364+9523708+13475=4246634 kg h

Bilant in punctul 5

Gcenusa(5 ) =09 ∙ Gcenusa

(3 ) =09 ∙8525=76725 kgh

Bilant in punctul 6

Se considera arbitrar ca numai 10 Ca(OH)2 reactioneaza cu CO2 si 90 din Ca(OH)2 reactioneaza cu SO2

Ca(OH )2+SO2+H 2O+O2rarr CaSO4 ∙2 H 2O

74 kg Ca(OH)2 64 kg SO2 16 kg O2 18 kg H2O 172 kg CaSO42H2O

a GSO2 react b c d

η|iquest|=95 iquest

GSO2 react=GSO2

(1) ∙η|iquest|∙

1100

=13475 ∙95

100=1280125kg hiquest

a=1280125∙ 7464

=148014 kg hCa(OH )2

b=1280125 ∙ 1664

=32003 kg h O2

c=1280125 ∙1864

=36003 kgh H 2 O

d=1280125 ∙ 17264

=3440325 kgh CaSO4 ∙2 H 2O

Ca(OH )2+CO2rarr CaCO3+H 2O

74 kg Ca(OH)2 44 kg CO2 100 kg CaCO3 18 kg H2O

19

GCa (OH )2 u w z

19

GCa(OH )2=148014

9=16446 kg hCa(OH )2

u=16446 ∙4474

=9779 kg hCO2

w=16446 ∙10074

=22224 kg hCaCO3

z=16446 ∙1874

=4001 kg h H 2 O

GN2

(6 )=GN2

( 4 )=30493988 kgh

GAr(6 )=G Ar

(4 )=49553 kgh

GSO2

(6 ) =GSO2

(4 ) minusG SO2 react=13475minus1280125=67375 kg h

GCO2

(6 ) =GCO2

( 4) minusGCO2(u )=9523433minus9779=9513654 kg h

GO2

(6 )=GO2

(4 )minusGO2(b )=1818364minus32003=1786361 kg h

Se considera ca la iesirea din absorber gazele au temperatura de 35⁰C iar

faza lichida are 35⁰C si presiune atmosferica

PH 2O(35 )=00573 atm

Fractii molare

y H 2O=00573

y gazeuscate=09427

Debitul molar de gaze uscate in punctul 6

DM(6 )=DCO2

( 6) +DSO2

(6 ) +DO2

( 6)+DAr( 6) +DN2

(6)

DCO2

(6 ) =GCO2

(6 )

44=9513654

44=216219 kmoli h

DSO2

(6 ) =G SO2

( 6)

64=67375

64=105 kmoli h

DO2

(6 )=GO2

( 6)

32=1786361

32=55824 kmoli h

DN2

(6 )=GN 2

(6 )

28=30493988

28=1089071 kmoli h

DAr(6 )=

GAr( 6)

40=49553

40=12388 kmoli h

DM(6 )=DCO2

( 6) +DSO2

(6 ) +DO2

( 6)+DAr( 6) +DN2

(6) =216219+105+55824+1089071+12388=1373607 kmoli h

1 kmoli gaze 00573 kmoli H2O 09427 kmoli gaze uscate

DH 2O(6 ) DM

(6 )

DH 2O(6 ) =00573∙1373607

09427=83492kmoli h

GH2 O(6 ) =18 ∙ DH 2 O

( 6) =18 ∙83492=1502856 kg h

GT(6 )=GAr

( 6) +G SO2

( 6) +GCO2

(6 ) +GO2

(6 )+GN2

(6 ) +GH 2 O(6 ) =49553+67375+9513654+1786361+30493988+1502856=43799127 kg h

Bilant in punctul 18

Debitul de var hidratat introdus in prepararea laptelui de varConsideram ca varul hidratat contine

a) Umiditate - 5b) Impuritati solide insolubile - 5c) Ca(OH)2 - 90

GCa(OH )2=a=148014 kg h(calculat la punctul 6)

100 kg var hidratat 90 kg Ca (OH)2

GCa(OH )2 GCa(OH )2

=148014 kg h

GCa(OH )2

(18 ) =100 ∙ 14801490

=16446 kgh

Debitul total de gaz

GT(18 )=

GCa (OH )2∙100

90=

16446 ∙ 10090

=182733 kgh

Din debitul total de gaz vom calcula apa si impuritatileGH2 O

(18 ) =005 ∙GT(18)=005 ∙ 182733=9137 kg h

Gimp(18 )=005 ∙ GT

(18)=005∙ 182733=9137 kg h

Bilant in punctul 8

Consideram ca in punctul 8 suspensia contine 2 solid si 98 apa

Ca (OH )2+H 2O+SO2+12

O2rarr Ca SO4 ∙2 H 2 O

74 kg Ca(OH)2 64 kg SO2 16 kg O2 18 kg H2O 172 kg CaSO42H2O

a GSO2 react b c d

74 kg Ca(OH)2 44 kg CO2 100 kg CaCO3 18 kg H2O

19

GCa (OH )2 u w z

Gsolide( 8) =d+w+Gcenusa

(4 ) +Gimp(18)=3440325+22224+8525+9137=376246 kg h

Rata de iesire (formare) este 51Gmat solide

( 8) =Gsolide(8 ) ∙ 5=376246 ∙ 5=188123 kg h

GT( 8)=

Gmat solide

002=188123

002=940615 kg h

GH2 O( 8) =GT

(8 )minusGmat solide(8 ) =940615minus188123=9218027

kgh

Bilant in punctul 9

GT( 9)=08 ∙ GT

(8 )=08 ∙ 940615=752492 kg h

Gsolide( 9) =08 ∙G solide

(8 ) =08∙ 376246=300997 kg h

GH2 O( 9) =GT

(9 )minusGsolide(9 ) =752492minus300997=74948203 kg h

Bilant in punctul 12

GT(12 )=02∙ GT

( 8)=02 ∙ 940615=188123 kg h

Gsolide(12 ) =Gsolide

(8 ) =376246 kg h

GH2 O(12 ) =GT

(12)minusG solide(12) =188123minus376246=18436054 kg h

Bilant in punctul 13

Se calculeaza namolul de decantareGsolide

(13 ) =Gsolide(12) =376246 kg h

Umiditatea namolului 85

GT(13 )=

G solide( 13)

015=376246

015=2508307kg h

GH2 O(13 ) =GT

(13 )minusGsolide(13) =2508307minus376246=2132061 kg h

Bilant in punctul 14

Se calculeaza namolul de la filtrare

Gsolide(14 ) =Gsolide

(13 ) =376246 kg h

Umiditatea namolului de la filtrare ndash 40

GT(14 )=

Gsolide(14 )

06=376246

06=627077 kg h

GH2 O(14 ) =GT

(14 )minusGsolide(14 ) =627077minus376246=250831 kg h

Bilant in punctul 15

Se calculeaza limpedele de la decantare

GT(15 )=GH 2 O

(15) =GT(12)minusGT

( 13)=188123minus2508307=16303993 kg h

Bilant in punctul 16

GT(16 )=GH 2 O

(16 ) =GT(13)minusGT

(14)=2508307minus627077=188123 kg h

Bilant in punctul 17

Se calculeaza adaosul de apa

Debit apa care intra este

GH2 Ointrata=GH2 O(17 ) +GH 2O

(18 ) +cH 2 O(8 ) +zH 2 O

(8 )

Debit de apa care iese este

GH2 Ointrata=GH2 O(6 ) +GH 2O

(14 ) +dCaSO4 ∙ H 2 O(8 ) + 36

172

GH2 Ointrata=GH2 Ointrata

GH2 O(17 ) =GH 2 O

(6 ) +GH2 O(14 ) +dCaSO4 ∙ H 2O

(8 ) + 36172

minus(GH 2 O(18) +c H 2O

( 8) + zH 2 O( 8) )=1502856+250831+3440325+ 36

172minus(9137+36003+4001 )=2048599 kgh

Bilant in punctul 20

Se calculeaza laptele de var 20

GCa(OH )2

(20 ) =GCa(OH )2

(18 ) =16446kg h

Gimp(20 )=Gimp

(18 )=9137 kg h

GT(20 )=

GCa(OH )2

(20)

02=16446

02=8223 kg h

GH2 O(20 ) =GT

(20 )minusGimp(20)minusGCa (OH )2

(20) =8223minus9137minus16446=648704 kgh

Bilant in punctul 19

GH2 O(19 ) =GH 2 O

(20 ) minusGH 2 O(18) =648704minus9137=639567 kg h

GT(19 )=GT

(20 )minusGT(18)=8223minus182733=639567 kg h

GH2 O(19 ) =GT

(19 )

Bilant in punctul 21

GH2 O(21 ) =GH 2 O

(15 ) +GH 2 O( 16) +GH 2 O

(17 ) minusGH 2 O(19) =16303993+188123+2048599minus639567=19594255 kg h

Bilant in punctul 11

GT(11 )=GH 2 O

( 20) +GH 2 O(21) =648704+19594255=20242959 kg h

Bilant in punctul 10

GT(10 )=GT

(11 )+GT(9 )=20242959+752492=95492159 kgh

Predimensionarea absorberului

1 Calculul ariei minime a sectiunii coloanei

Consideram ca in coloana se foloseşte o umplutura cu inele Rasching cu caracteristicile urmatoare

dimensiuniLDd=505050 mm suprafaţa specifica ag=95 m2m3

fracţia de goluri εg=079 m3m3

densitatea aparenta ρa=500 Kgm3

Viteza de inecare este

lg [ v i ∙ ag

g ∙ εg3 ∙

ρ v

ρl

(103 ηl )016]=Aminus175( L

G )14 ∙( ρv

ρl)

18

unde vi= viteza de inecare

ag= suprafaţa specifica a umpluturii

εg= fracţia de goluri a umpluturii

ρv= densitatea fazei gazoase( considerata min punctul de bilant 6)

ρl= densitatea fazei lichide( considerata 103 Kgm3)

ηl= viscozitatea fazei lichide( considerata 10-3 Kgms)

A= coeficientul ales in funcţie de natura umpluturii (A=022)

Lrsquo=debitul masic al fazei lichide=GT(8)

Grsquo= debitul masic al fazei gazoase=GT(6)

Din bilanţul in punctul (6) rezulta

DM i(6 ) =(G i

(6 )

M i)

y i=DM i

(6 )

sum DM i( 6)

sum DM i(6 )

unde i= CO2 SO2 N2 Ar O2 H2O

yCO2=0144

y N2=0755

y Ar=00086

yO2=0044

ySO2=000007

y H 2O=0047

M (6 )=sum y i ∙ M i=2973448 kg

Presiunea gazelor se considera 1 atm

V M=V M0 ∙

TT 0

=22 4 ∙TT 0

La intrarea in absorber t i gaze=135

La iesirea din absorber t e gaze=35

tm=135+35

2=85

T=85+273=358 K

ρ v=M ( 6)

V M

=M ( 6)

V M0 ∙

T 0

T=29802

224∙273358

=1014 kgm3

lg [ v i ∙ 95

981∙ 0793 ∙1014

103 ∙ (103 ∙10minus3 )016]=022minus175( 94061543799127 )

14 ∙( 1014

103 )18

lg v i=1 03v i=10 73 m s

Debitul volumetric de gaze

Gv=DM T(6 ) ∙ V m

0 ∙TT 0

=1373607 ∙224 ∙358273

=403488251 m3h

Amin=Gv

v i ∙3600= 403488251

3600∙1073=10445 m3h

Dmin=radic 4 ∙ Amin

π=radic 4 ∙10445

π=364 m

Pentru diametre mai mari de 2 valorile se aleg din 05 icircn 05 m

Deci Dmin=4 m

Aria reala este

Areala=π D2

4=π ∙ 42

4=1257 m2

2 Calculul suprafetei de transfer şi a volumului de umplutură

Coeficientul de difuzie

Dso2minusg=43 ∙ 10minus7

∙T

32

P(V A

13 +V B

13)2 ∙radic 1

M A

+1

M B

[m2 s ]

unde

T- temperatura [K]

p- presiunea p = 1 atm

VA VB-volume molare la punctul normal de fierbere[cm3mol]

Consideram ca A este amestecul gazos din punctul de bilant (6) iar B= SO2

V SO2=44 8 cm3 iquestmol

V Ar=29 8 cm3 mol

V N2=31 2 cm3 iquestmol

V H2

O =18 9 cm3 iquestmol

V CO2=34 4 cm3iquestmol

V O2=25 6 cm3iquest mol

Coeficientul de difuzie se considera pentru amestecul din punctul (6)

V A=sum y isdotV i

V B=V SO2=44 8 cm3 iquestmol

V Ar=0 0086sdot29 8 =0 25628 cm3 mol iquest

V N2=0 755sdot31 2 =23 556 cm3 iquestmol iquest

V H2

O =0 047sdot18 9 =0 8883 cm3 iquestmol iquestiquestV CO2=0 144sdot34 4 =4 9536 cm3 iquestmol iquestiquestiquestV O

2=0 043sdot25 6 =1 1008 cm3 iquestmol iquestiquestiquestiquestV A =30 75498 cm3iquestmol

M A=M (6)=29 73448 kgM B=M SO2

=64 Kg

Dso2minusg=43 ∙10minus7

∙358

32

1(307549813 +448

13 )2

∙radic 12973448

+1

64 [m2 s ]

DSO2minusg=1 4466sdot10minus5 [ m2iquest s ]

Re=Gsdotdgηv

G=GT

(6)

Arealsdot3600 Kg m2 s

Diametrul mediu al granulelor

dg=005m

ηv=ηam=1910-6 Kgms

G= 437991271257 ∙ 3600

=968 kg m2 s

real=G ∙ dgηv

=978 ∙ 005

19 ∙10minus6=2573684

Sc=ηv

ρ v ∙D SO2minusg

= 19∙ 10minus6

1014 ∙ 14466 ∙10minus5=1295

sh=c ∙ real059 ∙ Sc033

unde c=069

Sh=069∙ 2573684059∙ 1295033=300694

Sh=KV ∙ dgDS 04minusg

=iquest K v=Sh ∙ DSO4minusg

dg=300694 ∙14466 ∙ 10minus5

005=0087 m3m2 s

Debitul absorbit de SO2(N)

N=K vsdotSsdotDc

unde Kv= coeficient de transfer de masă

S= suprafata de transfer

Dc= forta motricea procesului de transfer de masă

Dy m=( y1minus y1

iquest )minus( y2minus y2iquest )

ln( y1minus y1

iquest )( y2minus y2

iquest )

unde y1y2= concentraţiile la baza coloanei si la vacircrful coloanei

y=concentratia gazului in echilibru cu x

( yminus yiquest) =diferenta medie logaritmica a diferentei de concentratie

Transferul de masă esteurmat de o reactie chimică ireversibilă si de aceea

( y1

iquestiquest y2iquest =0)

Dy m=( y1minus y2)

lny1

y2

y1= ySO2

(4 )

y2= ySO2

(6 ) =0 00007

DM i(4) =(G i

(4 )

M i)

DM N2

( 4 ) =3049398828

=1089071 kmoli h

DAr( 4 )= 49553

40=12388 kmoli h

DO2

( 4 )=181836432

=56824 kmoli h

DSO2

( 4 ) =1347564

=2105 kmoli h

DCO2

( 4 ) =952343344

=216442 kmoli h

DM T( 4 ) =13768 kmoli h

ySO2

( 4) =DM SO2

( 4 )

DM T(4 ) = 2105

13768=0001529

D y m=( y1minus y2 )

lny1

y2

=(0001529minus000007 )

ln0001529000007

=0000473

Dc=D y m∙ρv

M (6 )=0000473 ∙

10142973448

=1613∙ 10minus5

N=DM S O2

(4 ) minusDM SO2

(6 ) =2105minus105=20 kmoli h

N=K v ∙ S ∙ D c=20 kmoli h

S= NK v ∙ 3600∙ Dc

= 20

0087 ∙3600 ∙ 1613∙ 10minus5=395889 m2

Volumul umpluturii

V u=Sag

=39588995

=4167 m3

Inaltimea umpluturii

H u=V u

Areal

=41671257

=332

Hu se aproximeaza la 35 m

Bilant in punctul 1

Debitul de alimentare

30minus05 ∙5=275 t h=27500 kg h

Procentul de Sulf

25minus001∙ 5=245

Procentul de cenusa

3+002 ∙ 5=31

Excesul de aer

25+02 ∙ n=26 exces aer

Procentul de carbune

100minus( S+ cenusa )=100minus (245+31 )=9445 C

Debitul de Sulf

GS(1 )= S

100∙GT=

245100

∙ 27500=67375 kgh

Debitul de cenusa

Gcenusa(1 ) =cenusa

100∙GT=

31100

∙ 27500=8525 kg h

Debitul de carbon

GC(1 )=C

100∙GT=

9445100

∙27500=2597375 kgh

Se calculeaza cantitatea de oxigen necesara arderii carbunelui

C+O2rarr CO2

12 kg C 32 kg O2 44 kg CO2

GC x y

x=GC ∙ 32

12=2597375∙ 32

12=6926133 kg h

GCO2

(1 ) = y=GC ∙ 44

12=2597375 ∙44

12=9523433 kgh

Se calculeaza cantitatea necesara arderii sulfului

S+O2 rarr SO2

32 kg C 32 kg O2 64 kg SO2

GS xrsquo yrsquo

x =GS ∙ 32

32=67375 ∙ 32

32=67375 kgh

GSO2

(1 ) = y=GC ∙ 44

32=67375∙ 64

32=13475 kgh

Bilant in punctul 2

Debitul aerului de combustie

Compozitie aer

N2=791 O2=20 Ar=09

M am=sum y i ∙ M i=791100

∙ 28+ 20100

∙ 32+ 09100

∙ 40=28908

C i(2)=

molar ∙ M i

M am

CN 2

(2) =791 ∙2828908

=76615

CO2

(2)= 20 ∙ 3228908

=2214

C Ar(2) =09 ∙40

28908=1245

GO2=x+x =6926333+67375=6993708 kg h

Gaer(2 ) =GN 2

(2 )+GO2

(2 )+GAr(2 )

GO2

(2 )=GO2∙100+exces aer

100=6993708 ∙

100+26100

=8812072kgh

100 kg aer 76615 kg N2 22140 kg O2 1245 kg Ar

Gaer(2 ) GN2

(2 ) GO2

(2 ) GAr(2 )

Gaer(2 ) =

GO 2

(2) ∙ 100

2214=8812072∙ 100

2214=3980159

GN2

(2 )=GO2

(2 ) ∙ 76615

2214=8812072 ∙76615

2214=30493988

GAr(2 )=

GO2

(2 ) ∙1245

2214=8812072 ∙ 1245

2214=49553

Bilant in punctul 3

C+O2rarr CO2

GCO2

(3 ) =GCO2

(1 ) =9523433 kg h

S+O2 rarr SO2

GSO2

(3 ) =GSO2

(1) =13475 kg h

Se considera ca in faza de combustie eficienta indepartarii cenusei din gaze este 90

Gcenusa(3 ) =01 ∙ Gcenusa

(1) =01 ∙8525=8525 kg h

GN2

(3 )=GN2

( 2)=30493988 kgh

GAr(3 )=G Ar

(2) =49553 kgh

GO2

(3 )=GO2

(2)minus( x+x )=8812072minus (6926333+67375 )=1818364 kg h

GT(3 )=GN2

(3 ) +GAr(3 ) +GO2

(3 )+GCO2

(3 ) +G SO2

(3) =30493988+49553+1818364+9523708+13475=4246634 kgh

Bilant in punctul 7

Gcenusa(7 ) =09 ∙ Gcenusa

(1 ) =09 ∙8525=76725 kgh

Bilant in punctul 4

Eficienta desprafuirii este de 90

Gcenusa( 4) =01 ∙ Gcenusa

(3 ) =01 ∙8525=8525 kg h

GN2

( 4)=GN2

( 3)=30493988 kgh

GAr( 4)=G Ar

(3) =49553 kgh

GO2

( 4)=GO2

(3)=1818364 kg h

GCO2

( 4) =GCO2

(3 ) =9523433 kg h

GSO2

( 4) =GSO2

(3 ) =13475 kg h

GT( 4)=GN2

(4 )+GAr( 4 )+GO 2

(4 )+GCO2

(4 ) +GSO2

( 4) =30493988+49553+1818364+9523708+13475=4246634 kg h

Bilant in punctul 5

Gcenusa(5 ) =09 ∙ Gcenusa

(3 ) =09 ∙8525=76725 kgh

Bilant in punctul 6

Se considera arbitrar ca numai 10 Ca(OH)2 reactioneaza cu CO2 si 90 din Ca(OH)2 reactioneaza cu SO2

Ca(OH )2+SO2+H 2O+O2rarr CaSO4 ∙2 H 2O

74 kg Ca(OH)2 64 kg SO2 16 kg O2 18 kg H2O 172 kg CaSO42H2O

a GSO2 react b c d

η|iquest|=95 iquest

GSO2 react=GSO2

(1) ∙η|iquest|∙

1100

=13475 ∙95

100=1280125kg hiquest

a=1280125∙ 7464

=148014 kg hCa(OH )2

b=1280125 ∙ 1664

=32003 kg h O2

c=1280125 ∙1864

=36003 kgh H 2 O

d=1280125 ∙ 17264

=3440325 kgh CaSO4 ∙2 H 2O

Ca(OH )2+CO2rarr CaCO3+H 2O

74 kg Ca(OH)2 44 kg CO2 100 kg CaCO3 18 kg H2O

19

GCa (OH )2 u w z

19

GCa(OH )2=148014

9=16446 kg hCa(OH )2

u=16446 ∙4474

=9779 kg hCO2

w=16446 ∙10074

=22224 kg hCaCO3

z=16446 ∙1874

=4001 kg h H 2 O

GN2

(6 )=GN2

( 4 )=30493988 kgh

GAr(6 )=G Ar

(4 )=49553 kgh

GSO2

(6 ) =GSO2

(4 ) minusG SO2 react=13475minus1280125=67375 kg h

GCO2

(6 ) =GCO2

( 4) minusGCO2(u )=9523433minus9779=9513654 kg h

GO2

(6 )=GO2

(4 )minusGO2(b )=1818364minus32003=1786361 kg h

Se considera ca la iesirea din absorber gazele au temperatura de 35⁰C iar

faza lichida are 35⁰C si presiune atmosferica

PH 2O(35 )=00573 atm

Fractii molare

y H 2O=00573

y gazeuscate=09427

Debitul molar de gaze uscate in punctul 6

DM(6 )=DCO2

( 6) +DSO2

(6 ) +DO2

( 6)+DAr( 6) +DN2

(6)

DCO2

(6 ) =GCO2

(6 )

44=9513654

44=216219 kmoli h

DSO2

(6 ) =G SO2

( 6)

64=67375

64=105 kmoli h

DO2

(6 )=GO2

( 6)

32=1786361

32=55824 kmoli h

DN2

(6 )=GN 2

(6 )

28=30493988

28=1089071 kmoli h

DAr(6 )=

GAr( 6)

40=49553

40=12388 kmoli h

DM(6 )=DCO2

( 6) +DSO2

(6 ) +DO2

( 6)+DAr( 6) +DN2

(6) =216219+105+55824+1089071+12388=1373607 kmoli h

1 kmoli gaze 00573 kmoli H2O 09427 kmoli gaze uscate

DH 2O(6 ) DM

(6 )

DH 2O(6 ) =00573∙1373607

09427=83492kmoli h

GH2 O(6 ) =18 ∙ DH 2 O

( 6) =18 ∙83492=1502856 kg h

GT(6 )=GAr

( 6) +G SO2

( 6) +GCO2

(6 ) +GO2

(6 )+GN2

(6 ) +GH 2 O(6 ) =49553+67375+9513654+1786361+30493988+1502856=43799127 kg h

Bilant in punctul 18

Debitul de var hidratat introdus in prepararea laptelui de varConsideram ca varul hidratat contine

a) Umiditate - 5b) Impuritati solide insolubile - 5c) Ca(OH)2 - 90

GCa(OH )2=a=148014 kg h(calculat la punctul 6)

100 kg var hidratat 90 kg Ca (OH)2

GCa(OH )2 GCa(OH )2

=148014 kg h

GCa(OH )2

(18 ) =100 ∙ 14801490

=16446 kgh

Debitul total de gaz

GT(18 )=

GCa (OH )2∙100

90=

16446 ∙ 10090

=182733 kgh

Din debitul total de gaz vom calcula apa si impuritatileGH2 O

(18 ) =005 ∙GT(18)=005 ∙ 182733=9137 kg h

Gimp(18 )=005 ∙ GT

(18)=005∙ 182733=9137 kg h

Bilant in punctul 8

Consideram ca in punctul 8 suspensia contine 2 solid si 98 apa

Ca (OH )2+H 2O+SO2+12

O2rarr Ca SO4 ∙2 H 2 O

74 kg Ca(OH)2 64 kg SO2 16 kg O2 18 kg H2O 172 kg CaSO42H2O

a GSO2 react b c d

74 kg Ca(OH)2 44 kg CO2 100 kg CaCO3 18 kg H2O

19

GCa (OH )2 u w z

Gsolide( 8) =d+w+Gcenusa

(4 ) +Gimp(18)=3440325+22224+8525+9137=376246 kg h

Rata de iesire (formare) este 51Gmat solide

( 8) =Gsolide(8 ) ∙ 5=376246 ∙ 5=188123 kg h

GT( 8)=

Gmat solide

002=188123

002=940615 kg h

GH2 O( 8) =GT

(8 )minusGmat solide(8 ) =940615minus188123=9218027

kgh

Bilant in punctul 9

GT( 9)=08 ∙ GT

(8 )=08 ∙ 940615=752492 kg h

Gsolide( 9) =08 ∙G solide

(8 ) =08∙ 376246=300997 kg h

GH2 O( 9) =GT

(9 )minusGsolide(9 ) =752492minus300997=74948203 kg h

Bilant in punctul 12

GT(12 )=02∙ GT

( 8)=02 ∙ 940615=188123 kg h

Gsolide(12 ) =Gsolide

(8 ) =376246 kg h

GH2 O(12 ) =GT

(12)minusG solide(12) =188123minus376246=18436054 kg h

Bilant in punctul 13

Se calculeaza namolul de decantareGsolide

(13 ) =Gsolide(12) =376246 kg h

Umiditatea namolului 85

GT(13 )=

G solide( 13)

015=376246

015=2508307kg h

GH2 O(13 ) =GT

(13 )minusGsolide(13) =2508307minus376246=2132061 kg h

Bilant in punctul 14

Se calculeaza namolul de la filtrare

Gsolide(14 ) =Gsolide

(13 ) =376246 kg h

Umiditatea namolului de la filtrare ndash 40

GT(14 )=

Gsolide(14 )

06=376246

06=627077 kg h

GH2 O(14 ) =GT

(14 )minusGsolide(14 ) =627077minus376246=250831 kg h

Bilant in punctul 15

Se calculeaza limpedele de la decantare

GT(15 )=GH 2 O

(15) =GT(12)minusGT

( 13)=188123minus2508307=16303993 kg h

Bilant in punctul 16

GT(16 )=GH 2 O

(16 ) =GT(13)minusGT

(14)=2508307minus627077=188123 kg h

Bilant in punctul 17

Se calculeaza adaosul de apa

Debit apa care intra este

GH2 Ointrata=GH2 O(17 ) +GH 2O

(18 ) +cH 2 O(8 ) +zH 2 O

(8 )

Debit de apa care iese este

GH2 Ointrata=GH2 O(6 ) +GH 2O

(14 ) +dCaSO4 ∙ H 2 O(8 ) + 36

172

GH2 Ointrata=GH2 Ointrata

GH2 O(17 ) =GH 2 O

(6 ) +GH2 O(14 ) +dCaSO4 ∙ H 2O

(8 ) + 36172

minus(GH 2 O(18) +c H 2O

( 8) + zH 2 O( 8) )=1502856+250831+3440325+ 36

172minus(9137+36003+4001 )=2048599 kgh

Bilant in punctul 20

Se calculeaza laptele de var 20

GCa(OH )2

(20 ) =GCa(OH )2

(18 ) =16446kg h

Gimp(20 )=Gimp

(18 )=9137 kg h

GT(20 )=

GCa(OH )2

(20)

02=16446

02=8223 kg h

GH2 O(20 ) =GT

(20 )minusGimp(20)minusGCa (OH )2

(20) =8223minus9137minus16446=648704 kgh

Bilant in punctul 19

GH2 O(19 ) =GH 2 O

(20 ) minusGH 2 O(18) =648704minus9137=639567 kg h

GT(19 )=GT

(20 )minusGT(18)=8223minus182733=639567 kg h

GH2 O(19 ) =GT

(19 )

Bilant in punctul 21

GH2 O(21 ) =GH 2 O

(15 ) +GH 2 O( 16) +GH 2 O

(17 ) minusGH 2 O(19) =16303993+188123+2048599minus639567=19594255 kg h

Bilant in punctul 11

GT(11 )=GH 2 O

( 20) +GH 2 O(21) =648704+19594255=20242959 kg h

Bilant in punctul 10

GT(10 )=GT

(11 )+GT(9 )=20242959+752492=95492159 kgh

Predimensionarea absorberului

1 Calculul ariei minime a sectiunii coloanei

Consideram ca in coloana se foloseşte o umplutura cu inele Rasching cu caracteristicile urmatoare

dimensiuniLDd=505050 mm suprafaţa specifica ag=95 m2m3

fracţia de goluri εg=079 m3m3

densitatea aparenta ρa=500 Kgm3

Viteza de inecare este

lg [ v i ∙ ag

g ∙ εg3 ∙

ρ v

ρl

(103 ηl )016]=Aminus175( L

G )14 ∙( ρv

ρl)

18

unde vi= viteza de inecare

ag= suprafaţa specifica a umpluturii

εg= fracţia de goluri a umpluturii

ρv= densitatea fazei gazoase( considerata min punctul de bilant 6)

ρl= densitatea fazei lichide( considerata 103 Kgm3)

ηl= viscozitatea fazei lichide( considerata 10-3 Kgms)

A= coeficientul ales in funcţie de natura umpluturii (A=022)

Lrsquo=debitul masic al fazei lichide=GT(8)

Grsquo= debitul masic al fazei gazoase=GT(6)

Din bilanţul in punctul (6) rezulta

DM i(6 ) =(G i

(6 )

M i)

y i=DM i

(6 )

sum DM i( 6)

sum DM i(6 )

unde i= CO2 SO2 N2 Ar O2 H2O

yCO2=0144

y N2=0755

y Ar=00086

yO2=0044

ySO2=000007

y H 2O=0047

M (6 )=sum y i ∙ M i=2973448 kg

Presiunea gazelor se considera 1 atm

V M=V M0 ∙

TT 0

=22 4 ∙TT 0

La intrarea in absorber t i gaze=135

La iesirea din absorber t e gaze=35

tm=135+35

2=85

T=85+273=358 K

ρ v=M ( 6)

V M

=M ( 6)

V M0 ∙

T 0

T=29802

224∙273358

=1014 kgm3

lg [ v i ∙ 95

981∙ 0793 ∙1014

103 ∙ (103 ∙10minus3 )016]=022minus175( 94061543799127 )

14 ∙( 1014

103 )18

lg v i=1 03v i=10 73 m s

Debitul volumetric de gaze

Gv=DM T(6 ) ∙ V m

0 ∙TT 0

=1373607 ∙224 ∙358273

=403488251 m3h

Amin=Gv

v i ∙3600= 403488251

3600∙1073=10445 m3h

Dmin=radic 4 ∙ Amin

π=radic 4 ∙10445

π=364 m

Pentru diametre mai mari de 2 valorile se aleg din 05 icircn 05 m

Deci Dmin=4 m

Aria reala este

Areala=π D2

4=π ∙ 42

4=1257 m2

2 Calculul suprafetei de transfer şi a volumului de umplutură

Coeficientul de difuzie

Dso2minusg=43 ∙ 10minus7

∙T

32

P(V A

13 +V B

13)2 ∙radic 1

M A

+1

M B

[m2 s ]

unde

T- temperatura [K]

p- presiunea p = 1 atm

VA VB-volume molare la punctul normal de fierbere[cm3mol]

Consideram ca A este amestecul gazos din punctul de bilant (6) iar B= SO2

V SO2=44 8 cm3 iquestmol

V Ar=29 8 cm3 mol

V N2=31 2 cm3 iquestmol

V H2

O =18 9 cm3 iquestmol

V CO2=34 4 cm3iquestmol

V O2=25 6 cm3iquest mol

Coeficientul de difuzie se considera pentru amestecul din punctul (6)

V A=sum y isdotV i

V B=V SO2=44 8 cm3 iquestmol

V Ar=0 0086sdot29 8 =0 25628 cm3 mol iquest

V N2=0 755sdot31 2 =23 556 cm3 iquestmol iquest

V H2

O =0 047sdot18 9 =0 8883 cm3 iquestmol iquestiquestV CO2=0 144sdot34 4 =4 9536 cm3 iquestmol iquestiquestiquestV O

2=0 043sdot25 6 =1 1008 cm3 iquestmol iquestiquestiquestiquestV A =30 75498 cm3iquestmol

M A=M (6)=29 73448 kgM B=M SO2

=64 Kg

Dso2minusg=43 ∙10minus7

∙358

32

1(307549813 +448

13 )2

∙radic 12973448

+1

64 [m2 s ]

DSO2minusg=1 4466sdot10minus5 [ m2iquest s ]

Re=Gsdotdgηv

G=GT

(6)

Arealsdot3600 Kg m2 s

Diametrul mediu al granulelor

dg=005m

ηv=ηam=1910-6 Kgms

G= 437991271257 ∙ 3600

=968 kg m2 s

real=G ∙ dgηv

=978 ∙ 005

19 ∙10minus6=2573684

Sc=ηv

ρ v ∙D SO2minusg

= 19∙ 10minus6

1014 ∙ 14466 ∙10minus5=1295

sh=c ∙ real059 ∙ Sc033

unde c=069

Sh=069∙ 2573684059∙ 1295033=300694

Sh=KV ∙ dgDS 04minusg

=iquest K v=Sh ∙ DSO4minusg

dg=300694 ∙14466 ∙ 10minus5

005=0087 m3m2 s

Debitul absorbit de SO2(N)

N=K vsdotSsdotDc

unde Kv= coeficient de transfer de masă

S= suprafata de transfer

Dc= forta motricea procesului de transfer de masă

Dy m=( y1minus y1

iquest )minus( y2minus y2iquest )

ln( y1minus y1

iquest )( y2minus y2

iquest )

unde y1y2= concentraţiile la baza coloanei si la vacircrful coloanei

y=concentratia gazului in echilibru cu x

( yminus yiquest) =diferenta medie logaritmica a diferentei de concentratie

Transferul de masă esteurmat de o reactie chimică ireversibilă si de aceea

( y1

iquestiquest y2iquest =0)

Dy m=( y1minus y2)

lny1

y2

y1= ySO2

(4 )

y2= ySO2

(6 ) =0 00007

DM i(4) =(G i

(4 )

M i)

DM N2

( 4 ) =3049398828

=1089071 kmoli h

DAr( 4 )= 49553

40=12388 kmoli h

DO2

( 4 )=181836432

=56824 kmoli h

DSO2

( 4 ) =1347564

=2105 kmoli h

DCO2

( 4 ) =952343344

=216442 kmoli h

DM T( 4 ) =13768 kmoli h

ySO2

( 4) =DM SO2

( 4 )

DM T(4 ) = 2105

13768=0001529

D y m=( y1minus y2 )

lny1

y2

=(0001529minus000007 )

ln0001529000007

=0000473

Dc=D y m∙ρv

M (6 )=0000473 ∙

10142973448

=1613∙ 10minus5

N=DM S O2

(4 ) minusDM SO2

(6 ) =2105minus105=20 kmoli h

N=K v ∙ S ∙ D c=20 kmoli h

S= NK v ∙ 3600∙ Dc

= 20

0087 ∙3600 ∙ 1613∙ 10minus5=395889 m2

Volumul umpluturii

V u=Sag

=39588995

=4167 m3

Inaltimea umpluturii

H u=V u

Areal

=41671257

=332

Hu se aproximeaza la 35 m

GCO2

(1 ) = y=GC ∙ 44

12=2597375 ∙44

12=9523433 kgh

Se calculeaza cantitatea necesara arderii sulfului

S+O2 rarr SO2

32 kg C 32 kg O2 64 kg SO2

GS xrsquo yrsquo

x =GS ∙ 32

32=67375 ∙ 32

32=67375 kgh

GSO2

(1 ) = y=GC ∙ 44

32=67375∙ 64

32=13475 kgh

Bilant in punctul 2

Debitul aerului de combustie

Compozitie aer

N2=791 O2=20 Ar=09

M am=sum y i ∙ M i=791100

∙ 28+ 20100

∙ 32+ 09100

∙ 40=28908

C i(2)=

molar ∙ M i

M am

CN 2

(2) =791 ∙2828908

=76615

CO2

(2)= 20 ∙ 3228908

=2214

C Ar(2) =09 ∙40

28908=1245

GO2=x+x =6926333+67375=6993708 kg h

Gaer(2 ) =GN 2

(2 )+GO2

(2 )+GAr(2 )

GO2

(2 )=GO2∙100+exces aer

100=6993708 ∙

100+26100

=8812072kgh

100 kg aer 76615 kg N2 22140 kg O2 1245 kg Ar

Gaer(2 ) GN2

(2 ) GO2

(2 ) GAr(2 )

Gaer(2 ) =

GO 2

(2) ∙ 100

2214=8812072∙ 100

2214=3980159

GN2

(2 )=GO2

(2 ) ∙ 76615

2214=8812072 ∙76615

2214=30493988

GAr(2 )=

GO2

(2 ) ∙1245

2214=8812072 ∙ 1245

2214=49553

Bilant in punctul 3

C+O2rarr CO2

GCO2

(3 ) =GCO2

(1 ) =9523433 kg h

S+O2 rarr SO2

GSO2

(3 ) =GSO2

(1) =13475 kg h

Se considera ca in faza de combustie eficienta indepartarii cenusei din gaze este 90

Gcenusa(3 ) =01 ∙ Gcenusa

(1) =01 ∙8525=8525 kg h

GN2

(3 )=GN2

( 2)=30493988 kgh

GAr(3 )=G Ar

(2) =49553 kgh

GO2

(3 )=GO2

(2)minus( x+x )=8812072minus (6926333+67375 )=1818364 kg h

GT(3 )=GN2

(3 ) +GAr(3 ) +GO2

(3 )+GCO2

(3 ) +G SO2

(3) =30493988+49553+1818364+9523708+13475=4246634 kgh

Bilant in punctul 7

Gcenusa(7 ) =09 ∙ Gcenusa

(1 ) =09 ∙8525=76725 kgh

Bilant in punctul 4

Eficienta desprafuirii este de 90

Gcenusa( 4) =01 ∙ Gcenusa

(3 ) =01 ∙8525=8525 kg h

GN2

( 4)=GN2

( 3)=30493988 kgh

GAr( 4)=G Ar

(3) =49553 kgh

GO2

( 4)=GO2

(3)=1818364 kg h

GCO2

( 4) =GCO2

(3 ) =9523433 kg h

GSO2

( 4) =GSO2

(3 ) =13475 kg h

GT( 4)=GN2

(4 )+GAr( 4 )+GO 2

(4 )+GCO2

(4 ) +GSO2

( 4) =30493988+49553+1818364+9523708+13475=4246634 kg h

Bilant in punctul 5

Gcenusa(5 ) =09 ∙ Gcenusa

(3 ) =09 ∙8525=76725 kgh

Bilant in punctul 6

Se considera arbitrar ca numai 10 Ca(OH)2 reactioneaza cu CO2 si 90 din Ca(OH)2 reactioneaza cu SO2

Ca(OH )2+SO2+H 2O+O2rarr CaSO4 ∙2 H 2O

74 kg Ca(OH)2 64 kg SO2 16 kg O2 18 kg H2O 172 kg CaSO42H2O

a GSO2 react b c d

η|iquest|=95 iquest

GSO2 react=GSO2

(1) ∙η|iquest|∙

1100

=13475 ∙95

100=1280125kg hiquest

a=1280125∙ 7464

=148014 kg hCa(OH )2

b=1280125 ∙ 1664

=32003 kg h O2

c=1280125 ∙1864

=36003 kgh H 2 O

d=1280125 ∙ 17264

=3440325 kgh CaSO4 ∙2 H 2O

Ca(OH )2+CO2rarr CaCO3+H 2O

74 kg Ca(OH)2 44 kg CO2 100 kg CaCO3 18 kg H2O

19

GCa (OH )2 u w z

19

GCa(OH )2=148014

9=16446 kg hCa(OH )2

u=16446 ∙4474

=9779 kg hCO2

w=16446 ∙10074

=22224 kg hCaCO3

z=16446 ∙1874

=4001 kg h H 2 O

GN2

(6 )=GN2

( 4 )=30493988 kgh

GAr(6 )=G Ar

(4 )=49553 kgh

GSO2

(6 ) =GSO2

(4 ) minusG SO2 react=13475minus1280125=67375 kg h

GCO2

(6 ) =GCO2

( 4) minusGCO2(u )=9523433minus9779=9513654 kg h

GO2

(6 )=GO2

(4 )minusGO2(b )=1818364minus32003=1786361 kg h

Se considera ca la iesirea din absorber gazele au temperatura de 35⁰C iar

faza lichida are 35⁰C si presiune atmosferica

PH 2O(35 )=00573 atm

Fractii molare

y H 2O=00573

y gazeuscate=09427

Debitul molar de gaze uscate in punctul 6

DM(6 )=DCO2

( 6) +DSO2

(6 ) +DO2

( 6)+DAr( 6) +DN2

(6)

DCO2

(6 ) =GCO2

(6 )

44=9513654

44=216219 kmoli h

DSO2

(6 ) =G SO2

( 6)

64=67375

64=105 kmoli h

DO2

(6 )=GO2

( 6)

32=1786361

32=55824 kmoli h

DN2

(6 )=GN 2

(6 )

28=30493988

28=1089071 kmoli h

DAr(6 )=

GAr( 6)

40=49553

40=12388 kmoli h

DM(6 )=DCO2

( 6) +DSO2

(6 ) +DO2

( 6)+DAr( 6) +DN2

(6) =216219+105+55824+1089071+12388=1373607 kmoli h

1 kmoli gaze 00573 kmoli H2O 09427 kmoli gaze uscate

DH 2O(6 ) DM

(6 )

DH 2O(6 ) =00573∙1373607

09427=83492kmoli h

GH2 O(6 ) =18 ∙ DH 2 O

( 6) =18 ∙83492=1502856 kg h

GT(6 )=GAr

( 6) +G SO2

( 6) +GCO2

(6 ) +GO2

(6 )+GN2

(6 ) +GH 2 O(6 ) =49553+67375+9513654+1786361+30493988+1502856=43799127 kg h

Bilant in punctul 18

Debitul de var hidratat introdus in prepararea laptelui de varConsideram ca varul hidratat contine

a) Umiditate - 5b) Impuritati solide insolubile - 5c) Ca(OH)2 - 90

GCa(OH )2=a=148014 kg h(calculat la punctul 6)

100 kg var hidratat 90 kg Ca (OH)2

GCa(OH )2 GCa(OH )2

=148014 kg h

GCa(OH )2

(18 ) =100 ∙ 14801490

=16446 kgh

Debitul total de gaz

GT(18 )=

GCa (OH )2∙100

90=

16446 ∙ 10090

=182733 kgh

Din debitul total de gaz vom calcula apa si impuritatileGH2 O

(18 ) =005 ∙GT(18)=005 ∙ 182733=9137 kg h

Gimp(18 )=005 ∙ GT

(18)=005∙ 182733=9137 kg h

Bilant in punctul 8

Consideram ca in punctul 8 suspensia contine 2 solid si 98 apa

Ca (OH )2+H 2O+SO2+12

O2rarr Ca SO4 ∙2 H 2 O

74 kg Ca(OH)2 64 kg SO2 16 kg O2 18 kg H2O 172 kg CaSO42H2O

a GSO2 react b c d

74 kg Ca(OH)2 44 kg CO2 100 kg CaCO3 18 kg H2O

19

GCa (OH )2 u w z

Gsolide( 8) =d+w+Gcenusa

(4 ) +Gimp(18)=3440325+22224+8525+9137=376246 kg h

Rata de iesire (formare) este 51Gmat solide

( 8) =Gsolide(8 ) ∙ 5=376246 ∙ 5=188123 kg h

GT( 8)=

Gmat solide

002=188123

002=940615 kg h

GH2 O( 8) =GT

(8 )minusGmat solide(8 ) =940615minus188123=9218027

kgh

Bilant in punctul 9

GT( 9)=08 ∙ GT

(8 )=08 ∙ 940615=752492 kg h

Gsolide( 9) =08 ∙G solide

(8 ) =08∙ 376246=300997 kg h

GH2 O( 9) =GT

(9 )minusGsolide(9 ) =752492minus300997=74948203 kg h

Bilant in punctul 12

GT(12 )=02∙ GT

( 8)=02 ∙ 940615=188123 kg h

Gsolide(12 ) =Gsolide

(8 ) =376246 kg h

GH2 O(12 ) =GT

(12)minusG solide(12) =188123minus376246=18436054 kg h

Bilant in punctul 13

Se calculeaza namolul de decantareGsolide

(13 ) =Gsolide(12) =376246 kg h

Umiditatea namolului 85

GT(13 )=

G solide( 13)

015=376246

015=2508307kg h

GH2 O(13 ) =GT

(13 )minusGsolide(13) =2508307minus376246=2132061 kg h

Bilant in punctul 14

Se calculeaza namolul de la filtrare

Gsolide(14 ) =Gsolide

(13 ) =376246 kg h

Umiditatea namolului de la filtrare ndash 40

GT(14 )=

Gsolide(14 )

06=376246

06=627077 kg h

GH2 O(14 ) =GT

(14 )minusGsolide(14 ) =627077minus376246=250831 kg h

Bilant in punctul 15

Se calculeaza limpedele de la decantare

GT(15 )=GH 2 O

(15) =GT(12)minusGT

( 13)=188123minus2508307=16303993 kg h

Bilant in punctul 16

GT(16 )=GH 2 O

(16 ) =GT(13)minusGT

(14)=2508307minus627077=188123 kg h

Bilant in punctul 17

Se calculeaza adaosul de apa

Debit apa care intra este

GH2 Ointrata=GH2 O(17 ) +GH 2O

(18 ) +cH 2 O(8 ) +zH 2 O

(8 )

Debit de apa care iese este

GH2 Ointrata=GH2 O(6 ) +GH 2O

(14 ) +dCaSO4 ∙ H 2 O(8 ) + 36

172

GH2 Ointrata=GH2 Ointrata

GH2 O(17 ) =GH 2 O

(6 ) +GH2 O(14 ) +dCaSO4 ∙ H 2O

(8 ) + 36172

minus(GH 2 O(18) +c H 2O

( 8) + zH 2 O( 8) )=1502856+250831+3440325+ 36

172minus(9137+36003+4001 )=2048599 kgh

Bilant in punctul 20

Se calculeaza laptele de var 20

GCa(OH )2

(20 ) =GCa(OH )2

(18 ) =16446kg h

Gimp(20 )=Gimp

(18 )=9137 kg h

GT(20 )=

GCa(OH )2

(20)

02=16446

02=8223 kg h

GH2 O(20 ) =GT

(20 )minusGimp(20)minusGCa (OH )2

(20) =8223minus9137minus16446=648704 kgh

Bilant in punctul 19

GH2 O(19 ) =GH 2 O

(20 ) minusGH 2 O(18) =648704minus9137=639567 kg h

GT(19 )=GT

(20 )minusGT(18)=8223minus182733=639567 kg h

GH2 O(19 ) =GT

(19 )

Bilant in punctul 21

GH2 O(21 ) =GH 2 O

(15 ) +GH 2 O( 16) +GH 2 O

(17 ) minusGH 2 O(19) =16303993+188123+2048599minus639567=19594255 kg h

Bilant in punctul 11

GT(11 )=GH 2 O

( 20) +GH 2 O(21) =648704+19594255=20242959 kg h

Bilant in punctul 10

GT(10 )=GT

(11 )+GT(9 )=20242959+752492=95492159 kgh

Predimensionarea absorberului

1 Calculul ariei minime a sectiunii coloanei

Consideram ca in coloana se foloseşte o umplutura cu inele Rasching cu caracteristicile urmatoare

dimensiuniLDd=505050 mm suprafaţa specifica ag=95 m2m3

fracţia de goluri εg=079 m3m3

densitatea aparenta ρa=500 Kgm3

Viteza de inecare este

lg [ v i ∙ ag

g ∙ εg3 ∙

ρ v

ρl

(103 ηl )016]=Aminus175( L

G )14 ∙( ρv

ρl)

18

unde vi= viteza de inecare

ag= suprafaţa specifica a umpluturii

εg= fracţia de goluri a umpluturii

ρv= densitatea fazei gazoase( considerata min punctul de bilant 6)

ρl= densitatea fazei lichide( considerata 103 Kgm3)

ηl= viscozitatea fazei lichide( considerata 10-3 Kgms)

A= coeficientul ales in funcţie de natura umpluturii (A=022)

Lrsquo=debitul masic al fazei lichide=GT(8)

Grsquo= debitul masic al fazei gazoase=GT(6)

Din bilanţul in punctul (6) rezulta

DM i(6 ) =(G i

(6 )

M i)

y i=DM i

(6 )

sum DM i( 6)

sum DM i(6 )

unde i= CO2 SO2 N2 Ar O2 H2O

yCO2=0144

y N2=0755

y Ar=00086

yO2=0044

ySO2=000007

y H 2O=0047

M (6 )=sum y i ∙ M i=2973448 kg

Presiunea gazelor se considera 1 atm

V M=V M0 ∙

TT 0

=22 4 ∙TT 0

La intrarea in absorber t i gaze=135

La iesirea din absorber t e gaze=35

tm=135+35

2=85

T=85+273=358 K

ρ v=M ( 6)

V M

=M ( 6)

V M0 ∙

T 0

T=29802

224∙273358

=1014 kgm3

lg [ v i ∙ 95

981∙ 0793 ∙1014

103 ∙ (103 ∙10minus3 )016]=022minus175( 94061543799127 )

14 ∙( 1014

103 )18

lg v i=1 03v i=10 73 m s

Debitul volumetric de gaze

Gv=DM T(6 ) ∙ V m

0 ∙TT 0

=1373607 ∙224 ∙358273

=403488251 m3h

Amin=Gv

v i ∙3600= 403488251

3600∙1073=10445 m3h

Dmin=radic 4 ∙ Amin

π=radic 4 ∙10445

π=364 m

Pentru diametre mai mari de 2 valorile se aleg din 05 icircn 05 m

Deci Dmin=4 m

Aria reala este

Areala=π D2

4=π ∙ 42

4=1257 m2

2 Calculul suprafetei de transfer şi a volumului de umplutură

Coeficientul de difuzie

Dso2minusg=43 ∙ 10minus7

∙T

32

P(V A

13 +V B

13)2 ∙radic 1

M A

+1

M B

[m2 s ]

unde

T- temperatura [K]

p- presiunea p = 1 atm

VA VB-volume molare la punctul normal de fierbere[cm3mol]

Consideram ca A este amestecul gazos din punctul de bilant (6) iar B= SO2

V SO2=44 8 cm3 iquestmol

V Ar=29 8 cm3 mol

V N2=31 2 cm3 iquestmol

V H2

O =18 9 cm3 iquestmol

V CO2=34 4 cm3iquestmol

V O2=25 6 cm3iquest mol

Coeficientul de difuzie se considera pentru amestecul din punctul (6)

V A=sum y isdotV i

V B=V SO2=44 8 cm3 iquestmol

V Ar=0 0086sdot29 8 =0 25628 cm3 mol iquest

V N2=0 755sdot31 2 =23 556 cm3 iquestmol iquest

V H2

O =0 047sdot18 9 =0 8883 cm3 iquestmol iquestiquestV CO2=0 144sdot34 4 =4 9536 cm3 iquestmol iquestiquestiquestV O

2=0 043sdot25 6 =1 1008 cm3 iquestmol iquestiquestiquestiquestV A =30 75498 cm3iquestmol

M A=M (6)=29 73448 kgM B=M SO2

=64 Kg

Dso2minusg=43 ∙10minus7

∙358

32

1(307549813 +448

13 )2

∙radic 12973448

+1

64 [m2 s ]

DSO2minusg=1 4466sdot10minus5 [ m2iquest s ]

Re=Gsdotdgηv

G=GT

(6)

Arealsdot3600 Kg m2 s

Diametrul mediu al granulelor

dg=005m

ηv=ηam=1910-6 Kgms

G= 437991271257 ∙ 3600

=968 kg m2 s

real=G ∙ dgηv

=978 ∙ 005

19 ∙10minus6=2573684

Sc=ηv

ρ v ∙D SO2minusg

= 19∙ 10minus6

1014 ∙ 14466 ∙10minus5=1295

sh=c ∙ real059 ∙ Sc033

unde c=069

Sh=069∙ 2573684059∙ 1295033=300694

Sh=KV ∙ dgDS 04minusg

=iquest K v=Sh ∙ DSO4minusg

dg=300694 ∙14466 ∙ 10minus5

005=0087 m3m2 s

Debitul absorbit de SO2(N)

N=K vsdotSsdotDc

unde Kv= coeficient de transfer de masă

S= suprafata de transfer

Dc= forta motricea procesului de transfer de masă

Dy m=( y1minus y1

iquest )minus( y2minus y2iquest )

ln( y1minus y1

iquest )( y2minus y2

iquest )

unde y1y2= concentraţiile la baza coloanei si la vacircrful coloanei

y=concentratia gazului in echilibru cu x

( yminus yiquest) =diferenta medie logaritmica a diferentei de concentratie

Transferul de masă esteurmat de o reactie chimică ireversibilă si de aceea

( y1

iquestiquest y2iquest =0)

Dy m=( y1minus y2)

lny1

y2

y1= ySO2

(4 )

y2= ySO2

(6 ) =0 00007

DM i(4) =(G i

(4 )

M i)

DM N2

( 4 ) =3049398828

=1089071 kmoli h

DAr( 4 )= 49553

40=12388 kmoli h

DO2

( 4 )=181836432

=56824 kmoli h

DSO2

( 4 ) =1347564

=2105 kmoli h

DCO2

( 4 ) =952343344

=216442 kmoli h

DM T( 4 ) =13768 kmoli h

ySO2

( 4) =DM SO2

( 4 )

DM T(4 ) = 2105

13768=0001529

D y m=( y1minus y2 )

lny1

y2

=(0001529minus000007 )

ln0001529000007

=0000473

Dc=D y m∙ρv

M (6 )=0000473 ∙

10142973448

=1613∙ 10minus5

N=DM S O2

(4 ) minusDM SO2

(6 ) =2105minus105=20 kmoli h

N=K v ∙ S ∙ D c=20 kmoli h

S= NK v ∙ 3600∙ Dc

= 20

0087 ∙3600 ∙ 1613∙ 10minus5=395889 m2

Volumul umpluturii

V u=Sag

=39588995

=4167 m3

Inaltimea umpluturii

H u=V u

Areal

=41671257

=332

Hu se aproximeaza la 35 m

GO2

(2 )=GO2∙100+exces aer

100=6993708 ∙

100+26100

=8812072kgh

100 kg aer 76615 kg N2 22140 kg O2 1245 kg Ar

Gaer(2 ) GN2

(2 ) GO2

(2 ) GAr(2 )

Gaer(2 ) =

GO 2

(2) ∙ 100

2214=8812072∙ 100

2214=3980159

GN2

(2 )=GO2

(2 ) ∙ 76615

2214=8812072 ∙76615

2214=30493988

GAr(2 )=

GO2

(2 ) ∙1245

2214=8812072 ∙ 1245

2214=49553

Bilant in punctul 3

C+O2rarr CO2

GCO2

(3 ) =GCO2

(1 ) =9523433 kg h

S+O2 rarr SO2

GSO2

(3 ) =GSO2

(1) =13475 kg h

Se considera ca in faza de combustie eficienta indepartarii cenusei din gaze este 90

Gcenusa(3 ) =01 ∙ Gcenusa

(1) =01 ∙8525=8525 kg h

GN2

(3 )=GN2

( 2)=30493988 kgh

GAr(3 )=G Ar

(2) =49553 kgh

GO2

(3 )=GO2

(2)minus( x+x )=8812072minus (6926333+67375 )=1818364 kg h

GT(3 )=GN2

(3 ) +GAr(3 ) +GO2

(3 )+GCO2

(3 ) +G SO2

(3) =30493988+49553+1818364+9523708+13475=4246634 kgh

Bilant in punctul 7

Gcenusa(7 ) =09 ∙ Gcenusa

(1 ) =09 ∙8525=76725 kgh

Bilant in punctul 4

Eficienta desprafuirii este de 90

Gcenusa( 4) =01 ∙ Gcenusa

(3 ) =01 ∙8525=8525 kg h

GN2

( 4)=GN2

( 3)=30493988 kgh

GAr( 4)=G Ar

(3) =49553 kgh

GO2

( 4)=GO2

(3)=1818364 kg h

GCO2

( 4) =GCO2

(3 ) =9523433 kg h

GSO2

( 4) =GSO2

(3 ) =13475 kg h

GT( 4)=GN2

(4 )+GAr( 4 )+GO 2

(4 )+GCO2

(4 ) +GSO2

( 4) =30493988+49553+1818364+9523708+13475=4246634 kg h

Bilant in punctul 5

Gcenusa(5 ) =09 ∙ Gcenusa

(3 ) =09 ∙8525=76725 kgh

Bilant in punctul 6

Se considera arbitrar ca numai 10 Ca(OH)2 reactioneaza cu CO2 si 90 din Ca(OH)2 reactioneaza cu SO2

Ca(OH )2+SO2+H 2O+O2rarr CaSO4 ∙2 H 2O

74 kg Ca(OH)2 64 kg SO2 16 kg O2 18 kg H2O 172 kg CaSO42H2O

a GSO2 react b c d

η|iquest|=95 iquest

GSO2 react=GSO2

(1) ∙η|iquest|∙

1100

=13475 ∙95

100=1280125kg hiquest

a=1280125∙ 7464

=148014 kg hCa(OH )2

b=1280125 ∙ 1664

=32003 kg h O2

c=1280125 ∙1864

=36003 kgh H 2 O

d=1280125 ∙ 17264

=3440325 kgh CaSO4 ∙2 H 2O

Ca(OH )2+CO2rarr CaCO3+H 2O

74 kg Ca(OH)2 44 kg CO2 100 kg CaCO3 18 kg H2O

19

GCa (OH )2 u w z

19

GCa(OH )2=148014

9=16446 kg hCa(OH )2

u=16446 ∙4474

=9779 kg hCO2

w=16446 ∙10074

=22224 kg hCaCO3

z=16446 ∙1874

=4001 kg h H 2 O

GN2

(6 )=GN2

( 4 )=30493988 kgh

GAr(6 )=G Ar

(4 )=49553 kgh

GSO2

(6 ) =GSO2

(4 ) minusG SO2 react=13475minus1280125=67375 kg h

GCO2

(6 ) =GCO2

( 4) minusGCO2(u )=9523433minus9779=9513654 kg h

GO2

(6 )=GO2

(4 )minusGO2(b )=1818364minus32003=1786361 kg h

Se considera ca la iesirea din absorber gazele au temperatura de 35⁰C iar

faza lichida are 35⁰C si presiune atmosferica

PH 2O(35 )=00573 atm

Fractii molare

y H 2O=00573

y gazeuscate=09427

Debitul molar de gaze uscate in punctul 6

DM(6 )=DCO2

( 6) +DSO2

(6 ) +DO2

( 6)+DAr( 6) +DN2

(6)

DCO2

(6 ) =GCO2

(6 )

44=9513654

44=216219 kmoli h

DSO2

(6 ) =G SO2

( 6)

64=67375

64=105 kmoli h

DO2

(6 )=GO2

( 6)

32=1786361

32=55824 kmoli h

DN2

(6 )=GN 2

(6 )

28=30493988

28=1089071 kmoli h

DAr(6 )=

GAr( 6)

40=49553

40=12388 kmoli h

DM(6 )=DCO2

( 6) +DSO2

(6 ) +DO2

( 6)+DAr( 6) +DN2

(6) =216219+105+55824+1089071+12388=1373607 kmoli h

1 kmoli gaze 00573 kmoli H2O 09427 kmoli gaze uscate

DH 2O(6 ) DM

(6 )

DH 2O(6 ) =00573∙1373607

09427=83492kmoli h

GH2 O(6 ) =18 ∙ DH 2 O

( 6) =18 ∙83492=1502856 kg h

GT(6 )=GAr

( 6) +G SO2

( 6) +GCO2

(6 ) +GO2

(6 )+GN2

(6 ) +GH 2 O(6 ) =49553+67375+9513654+1786361+30493988+1502856=43799127 kg h

Bilant in punctul 18

Debitul de var hidratat introdus in prepararea laptelui de varConsideram ca varul hidratat contine

a) Umiditate - 5b) Impuritati solide insolubile - 5c) Ca(OH)2 - 90

GCa(OH )2=a=148014 kg h(calculat la punctul 6)

100 kg var hidratat 90 kg Ca (OH)2

GCa(OH )2 GCa(OH )2

=148014 kg h

GCa(OH )2

(18 ) =100 ∙ 14801490

=16446 kgh

Debitul total de gaz

GT(18 )=

GCa (OH )2∙100

90=

16446 ∙ 10090

=182733 kgh

Din debitul total de gaz vom calcula apa si impuritatileGH2 O

(18 ) =005 ∙GT(18)=005 ∙ 182733=9137 kg h

Gimp(18 )=005 ∙ GT

(18)=005∙ 182733=9137 kg h

Bilant in punctul 8

Consideram ca in punctul 8 suspensia contine 2 solid si 98 apa

Ca (OH )2+H 2O+SO2+12

O2rarr Ca SO4 ∙2 H 2 O

74 kg Ca(OH)2 64 kg SO2 16 kg O2 18 kg H2O 172 kg CaSO42H2O

a GSO2 react b c d

74 kg Ca(OH)2 44 kg CO2 100 kg CaCO3 18 kg H2O

19

GCa (OH )2 u w z

Gsolide( 8) =d+w+Gcenusa

(4 ) +Gimp(18)=3440325+22224+8525+9137=376246 kg h

Rata de iesire (formare) este 51Gmat solide

( 8) =Gsolide(8 ) ∙ 5=376246 ∙ 5=188123 kg h

GT( 8)=

Gmat solide

002=188123

002=940615 kg h

GH2 O( 8) =GT

(8 )minusGmat solide(8 ) =940615minus188123=9218027

kgh

Bilant in punctul 9

GT( 9)=08 ∙ GT

(8 )=08 ∙ 940615=752492 kg h

Gsolide( 9) =08 ∙G solide

(8 ) =08∙ 376246=300997 kg h

GH2 O( 9) =GT

(9 )minusGsolide(9 ) =752492minus300997=74948203 kg h

Bilant in punctul 12

GT(12 )=02∙ GT

( 8)=02 ∙ 940615=188123 kg h

Gsolide(12 ) =Gsolide

(8 ) =376246 kg h

GH2 O(12 ) =GT

(12)minusG solide(12) =188123minus376246=18436054 kg h

Bilant in punctul 13

Se calculeaza namolul de decantareGsolide

(13 ) =Gsolide(12) =376246 kg h

Umiditatea namolului 85

GT(13 )=

G solide( 13)

015=376246

015=2508307kg h

GH2 O(13 ) =GT

(13 )minusGsolide(13) =2508307minus376246=2132061 kg h

Bilant in punctul 14

Se calculeaza namolul de la filtrare

Gsolide(14 ) =Gsolide

(13 ) =376246 kg h

Umiditatea namolului de la filtrare ndash 40

GT(14 )=

Gsolide(14 )

06=376246

06=627077 kg h

GH2 O(14 ) =GT

(14 )minusGsolide(14 ) =627077minus376246=250831 kg h

Bilant in punctul 15

Se calculeaza limpedele de la decantare

GT(15 )=GH 2 O

(15) =GT(12)minusGT

( 13)=188123minus2508307=16303993 kg h

Bilant in punctul 16

GT(16 )=GH 2 O

(16 ) =GT(13)minusGT

(14)=2508307minus627077=188123 kg h

Bilant in punctul 17

Se calculeaza adaosul de apa

Debit apa care intra este

GH2 Ointrata=GH2 O(17 ) +GH 2O

(18 ) +cH 2 O(8 ) +zH 2 O

(8 )

Debit de apa care iese este

GH2 Ointrata=GH2 O(6 ) +GH 2O

(14 ) +dCaSO4 ∙ H 2 O(8 ) + 36

172

GH2 Ointrata=GH2 Ointrata

GH2 O(17 ) =GH 2 O

(6 ) +GH2 O(14 ) +dCaSO4 ∙ H 2O

(8 ) + 36172

minus(GH 2 O(18) +c H 2O

( 8) + zH 2 O( 8) )=1502856+250831+3440325+ 36

172minus(9137+36003+4001 )=2048599 kgh

Bilant in punctul 20

Se calculeaza laptele de var 20

GCa(OH )2

(20 ) =GCa(OH )2

(18 ) =16446kg h

Gimp(20 )=Gimp

(18 )=9137 kg h

GT(20 )=

GCa(OH )2

(20)

02=16446

02=8223 kg h

GH2 O(20 ) =GT

(20 )minusGimp(20)minusGCa (OH )2

(20) =8223minus9137minus16446=648704 kgh

Bilant in punctul 19

GH2 O(19 ) =GH 2 O

(20 ) minusGH 2 O(18) =648704minus9137=639567 kg h

GT(19 )=GT

(20 )minusGT(18)=8223minus182733=639567 kg h

GH2 O(19 ) =GT

(19 )

Bilant in punctul 21

GH2 O(21 ) =GH 2 O

(15 ) +GH 2 O( 16) +GH 2 O

(17 ) minusGH 2 O(19) =16303993+188123+2048599minus639567=19594255 kg h

Bilant in punctul 11

GT(11 )=GH 2 O

( 20) +GH 2 O(21) =648704+19594255=20242959 kg h

Bilant in punctul 10

GT(10 )=GT

(11 )+GT(9 )=20242959+752492=95492159 kgh

Predimensionarea absorberului

1 Calculul ariei minime a sectiunii coloanei

Consideram ca in coloana se foloseşte o umplutura cu inele Rasching cu caracteristicile urmatoare

dimensiuniLDd=505050 mm suprafaţa specifica ag=95 m2m3

fracţia de goluri εg=079 m3m3

densitatea aparenta ρa=500 Kgm3

Viteza de inecare este

lg [ v i ∙ ag

g ∙ εg3 ∙

ρ v

ρl

(103 ηl )016]=Aminus175( L

G )14 ∙( ρv

ρl)

18

unde vi= viteza de inecare

ag= suprafaţa specifica a umpluturii

εg= fracţia de goluri a umpluturii

ρv= densitatea fazei gazoase( considerata min punctul de bilant 6)

ρl= densitatea fazei lichide( considerata 103 Kgm3)

ηl= viscozitatea fazei lichide( considerata 10-3 Kgms)

A= coeficientul ales in funcţie de natura umpluturii (A=022)

Lrsquo=debitul masic al fazei lichide=GT(8)

Grsquo= debitul masic al fazei gazoase=GT(6)

Din bilanţul in punctul (6) rezulta

DM i(6 ) =(G i

(6 )

M i)

y i=DM i

(6 )

sum DM i( 6)

sum DM i(6 )

unde i= CO2 SO2 N2 Ar O2 H2O

yCO2=0144

y N2=0755

y Ar=00086

yO2=0044

ySO2=000007

y H 2O=0047

M (6 )=sum y i ∙ M i=2973448 kg

Presiunea gazelor se considera 1 atm

V M=V M0 ∙

TT 0

=22 4 ∙TT 0

La intrarea in absorber t i gaze=135

La iesirea din absorber t e gaze=35

tm=135+35

2=85

T=85+273=358 K

ρ v=M ( 6)

V M

=M ( 6)

V M0 ∙

T 0

T=29802

224∙273358

=1014 kgm3

lg [ v i ∙ 95

981∙ 0793 ∙1014

103 ∙ (103 ∙10minus3 )016]=022minus175( 94061543799127 )

14 ∙( 1014

103 )18

lg v i=1 03v i=10 73 m s

Debitul volumetric de gaze

Gv=DM T(6 ) ∙ V m

0 ∙TT 0

=1373607 ∙224 ∙358273

=403488251 m3h

Amin=Gv

v i ∙3600= 403488251

3600∙1073=10445 m3h

Dmin=radic 4 ∙ Amin

π=radic 4 ∙10445

π=364 m

Pentru diametre mai mari de 2 valorile se aleg din 05 icircn 05 m

Deci Dmin=4 m

Aria reala este

Areala=π D2

4=π ∙ 42

4=1257 m2

2 Calculul suprafetei de transfer şi a volumului de umplutură

Coeficientul de difuzie

Dso2minusg=43 ∙ 10minus7

∙T

32

P(V A

13 +V B

13)2 ∙radic 1

M A

+1

M B

[m2 s ]

unde

T- temperatura [K]

p- presiunea p = 1 atm

VA VB-volume molare la punctul normal de fierbere[cm3mol]

Consideram ca A este amestecul gazos din punctul de bilant (6) iar B= SO2

V SO2=44 8 cm3 iquestmol

V Ar=29 8 cm3 mol

V N2=31 2 cm3 iquestmol

V H2

O =18 9 cm3 iquestmol

V CO2=34 4 cm3iquestmol

V O2=25 6 cm3iquest mol

Coeficientul de difuzie se considera pentru amestecul din punctul (6)

V A=sum y isdotV i

V B=V SO2=44 8 cm3 iquestmol

V Ar=0 0086sdot29 8 =0 25628 cm3 mol iquest

V N2=0 755sdot31 2 =23 556 cm3 iquestmol iquest

V H2

O =0 047sdot18 9 =0 8883 cm3 iquestmol iquestiquestV CO2=0 144sdot34 4 =4 9536 cm3 iquestmol iquestiquestiquestV O

2=0 043sdot25 6 =1 1008 cm3 iquestmol iquestiquestiquestiquestV A =30 75498 cm3iquestmol

M A=M (6)=29 73448 kgM B=M SO2

=64 Kg

Dso2minusg=43 ∙10minus7

∙358

32

1(307549813 +448

13 )2

∙radic 12973448

+1

64 [m2 s ]

DSO2minusg=1 4466sdot10minus5 [ m2iquest s ]

Re=Gsdotdgηv

G=GT

(6)

Arealsdot3600 Kg m2 s

Diametrul mediu al granulelor

dg=005m

ηv=ηam=1910-6 Kgms

G= 437991271257 ∙ 3600

=968 kg m2 s

real=G ∙ dgηv

=978 ∙ 005

19 ∙10minus6=2573684

Sc=ηv

ρ v ∙D SO2minusg

= 19∙ 10minus6

1014 ∙ 14466 ∙10minus5=1295

sh=c ∙ real059 ∙ Sc033

unde c=069

Sh=069∙ 2573684059∙ 1295033=300694

Sh=KV ∙ dgDS 04minusg

=iquest K v=Sh ∙ DSO4minusg

dg=300694 ∙14466 ∙ 10minus5

005=0087 m3m2 s

Debitul absorbit de SO2(N)

N=K vsdotSsdotDc

unde Kv= coeficient de transfer de masă

S= suprafata de transfer

Dc= forta motricea procesului de transfer de masă

Dy m=( y1minus y1

iquest )minus( y2minus y2iquest )

ln( y1minus y1

iquest )( y2minus y2

iquest )

unde y1y2= concentraţiile la baza coloanei si la vacircrful coloanei

y=concentratia gazului in echilibru cu x

( yminus yiquest) =diferenta medie logaritmica a diferentei de concentratie

Transferul de masă esteurmat de o reactie chimică ireversibilă si de aceea

( y1

iquestiquest y2iquest =0)

Dy m=( y1minus y2)

lny1

y2

y1= ySO2

(4 )

y2= ySO2

(6 ) =0 00007

DM i(4) =(G i

(4 )

M i)

DM N2

( 4 ) =3049398828

=1089071 kmoli h

DAr( 4 )= 49553

40=12388 kmoli h

DO2

( 4 )=181836432

=56824 kmoli h

DSO2

( 4 ) =1347564

=2105 kmoli h

DCO2

( 4 ) =952343344

=216442 kmoli h

DM T( 4 ) =13768 kmoli h

ySO2

( 4) =DM SO2

( 4 )

DM T(4 ) = 2105

13768=0001529

D y m=( y1minus y2 )

lny1

y2

=(0001529minus000007 )

ln0001529000007

=0000473

Dc=D y m∙ρv

M (6 )=0000473 ∙

10142973448

=1613∙ 10minus5

N=DM S O2

(4 ) minusDM SO2

(6 ) =2105minus105=20 kmoli h

N=K v ∙ S ∙ D c=20 kmoli h

S= NK v ∙ 3600∙ Dc

= 20

0087 ∙3600 ∙ 1613∙ 10minus5=395889 m2

Volumul umpluturii

V u=Sag

=39588995

=4167 m3

Inaltimea umpluturii

H u=V u

Areal

=41671257

=332

Hu se aproximeaza la 35 m

Bilant in punctul 7

Gcenusa(7 ) =09 ∙ Gcenusa

(1 ) =09 ∙8525=76725 kgh

Bilant in punctul 4

Eficienta desprafuirii este de 90

Gcenusa( 4) =01 ∙ Gcenusa

(3 ) =01 ∙8525=8525 kg h

GN2

( 4)=GN2

( 3)=30493988 kgh

GAr( 4)=G Ar

(3) =49553 kgh

GO2

( 4)=GO2

(3)=1818364 kg h

GCO2

( 4) =GCO2

(3 ) =9523433 kg h

GSO2

( 4) =GSO2

(3 ) =13475 kg h

GT( 4)=GN2

(4 )+GAr( 4 )+GO 2

(4 )+GCO2

(4 ) +GSO2

( 4) =30493988+49553+1818364+9523708+13475=4246634 kg h

Bilant in punctul 5

Gcenusa(5 ) =09 ∙ Gcenusa

(3 ) =09 ∙8525=76725 kgh

Bilant in punctul 6

Se considera arbitrar ca numai 10 Ca(OH)2 reactioneaza cu CO2 si 90 din Ca(OH)2 reactioneaza cu SO2

Ca(OH )2+SO2+H 2O+O2rarr CaSO4 ∙2 H 2O

74 kg Ca(OH)2 64 kg SO2 16 kg O2 18 kg H2O 172 kg CaSO42H2O

a GSO2 react b c d

η|iquest|=95 iquest

GSO2 react=GSO2

(1) ∙η|iquest|∙

1100

=13475 ∙95

100=1280125kg hiquest

a=1280125∙ 7464

=148014 kg hCa(OH )2

b=1280125 ∙ 1664

=32003 kg h O2

c=1280125 ∙1864

=36003 kgh H 2 O

d=1280125 ∙ 17264

=3440325 kgh CaSO4 ∙2 H 2O

Ca(OH )2+CO2rarr CaCO3+H 2O

74 kg Ca(OH)2 44 kg CO2 100 kg CaCO3 18 kg H2O

19

GCa (OH )2 u w z

19

GCa(OH )2=148014

9=16446 kg hCa(OH )2

u=16446 ∙4474

=9779 kg hCO2

w=16446 ∙10074

=22224 kg hCaCO3

z=16446 ∙1874

=4001 kg h H 2 O

GN2

(6 )=GN2

( 4 )=30493988 kgh

GAr(6 )=G Ar

(4 )=49553 kgh

GSO2

(6 ) =GSO2

(4 ) minusG SO2 react=13475minus1280125=67375 kg h

GCO2

(6 ) =GCO2

( 4) minusGCO2(u )=9523433minus9779=9513654 kg h

GO2

(6 )=GO2

(4 )minusGO2(b )=1818364minus32003=1786361 kg h

Se considera ca la iesirea din absorber gazele au temperatura de 35⁰C iar

faza lichida are 35⁰C si presiune atmosferica

PH 2O(35 )=00573 atm

Fractii molare

y H 2O=00573

y gazeuscate=09427

Debitul molar de gaze uscate in punctul 6

DM(6 )=DCO2

( 6) +DSO2

(6 ) +DO2

( 6)+DAr( 6) +DN2

(6)

DCO2

(6 ) =GCO2

(6 )

44=9513654

44=216219 kmoli h

DSO2

(6 ) =G SO2

( 6)

64=67375

64=105 kmoli h

DO2

(6 )=GO2

( 6)

32=1786361

32=55824 kmoli h

DN2

(6 )=GN 2

(6 )

28=30493988

28=1089071 kmoli h

DAr(6 )=

GAr( 6)

40=49553

40=12388 kmoli h

DM(6 )=DCO2

( 6) +DSO2

(6 ) +DO2

( 6)+DAr( 6) +DN2

(6) =216219+105+55824+1089071+12388=1373607 kmoli h

1 kmoli gaze 00573 kmoli H2O 09427 kmoli gaze uscate

DH 2O(6 ) DM

(6 )

DH 2O(6 ) =00573∙1373607

09427=83492kmoli h

GH2 O(6 ) =18 ∙ DH 2 O

( 6) =18 ∙83492=1502856 kg h

GT(6 )=GAr

( 6) +G SO2

( 6) +GCO2

(6 ) +GO2

(6 )+GN2

(6 ) +GH 2 O(6 ) =49553+67375+9513654+1786361+30493988+1502856=43799127 kg h

Bilant in punctul 18

Debitul de var hidratat introdus in prepararea laptelui de varConsideram ca varul hidratat contine

a) Umiditate - 5b) Impuritati solide insolubile - 5c) Ca(OH)2 - 90

GCa(OH )2=a=148014 kg h(calculat la punctul 6)

100 kg var hidratat 90 kg Ca (OH)2

GCa(OH )2 GCa(OH )2

=148014 kg h

GCa(OH )2

(18 ) =100 ∙ 14801490

=16446 kgh

Debitul total de gaz

GT(18 )=

GCa (OH )2∙100

90=

16446 ∙ 10090

=182733 kgh

Din debitul total de gaz vom calcula apa si impuritatileGH2 O

(18 ) =005 ∙GT(18)=005 ∙ 182733=9137 kg h

Gimp(18 )=005 ∙ GT

(18)=005∙ 182733=9137 kg h

Bilant in punctul 8

Consideram ca in punctul 8 suspensia contine 2 solid si 98 apa

Ca (OH )2+H 2O+SO2+12

O2rarr Ca SO4 ∙2 H 2 O

74 kg Ca(OH)2 64 kg SO2 16 kg O2 18 kg H2O 172 kg CaSO42H2O

a GSO2 react b c d

74 kg Ca(OH)2 44 kg CO2 100 kg CaCO3 18 kg H2O

19

GCa (OH )2 u w z

Gsolide( 8) =d+w+Gcenusa

(4 ) +Gimp(18)=3440325+22224+8525+9137=376246 kg h

Rata de iesire (formare) este 51Gmat solide

( 8) =Gsolide(8 ) ∙ 5=376246 ∙ 5=188123 kg h

GT( 8)=

Gmat solide

002=188123

002=940615 kg h

GH2 O( 8) =GT

(8 )minusGmat solide(8 ) =940615minus188123=9218027

kgh

Bilant in punctul 9

GT( 9)=08 ∙ GT

(8 )=08 ∙ 940615=752492 kg h

Gsolide( 9) =08 ∙G solide

(8 ) =08∙ 376246=300997 kg h

GH2 O( 9) =GT

(9 )minusGsolide(9 ) =752492minus300997=74948203 kg h

Bilant in punctul 12

GT(12 )=02∙ GT

( 8)=02 ∙ 940615=188123 kg h

Gsolide(12 ) =Gsolide

(8 ) =376246 kg h

GH2 O(12 ) =GT

(12)minusG solide(12) =188123minus376246=18436054 kg h

Bilant in punctul 13

Se calculeaza namolul de decantareGsolide

(13 ) =Gsolide(12) =376246 kg h

Umiditatea namolului 85

GT(13 )=

G solide( 13)

015=376246

015=2508307kg h

GH2 O(13 ) =GT

(13 )minusGsolide(13) =2508307minus376246=2132061 kg h

Bilant in punctul 14

Se calculeaza namolul de la filtrare

Gsolide(14 ) =Gsolide

(13 ) =376246 kg h

Umiditatea namolului de la filtrare ndash 40

GT(14 )=

Gsolide(14 )

06=376246

06=627077 kg h

GH2 O(14 ) =GT

(14 )minusGsolide(14 ) =627077minus376246=250831 kg h

Bilant in punctul 15

Se calculeaza limpedele de la decantare

GT(15 )=GH 2 O

(15) =GT(12)minusGT

( 13)=188123minus2508307=16303993 kg h

Bilant in punctul 16

GT(16 )=GH 2 O

(16 ) =GT(13)minusGT

(14)=2508307minus627077=188123 kg h

Bilant in punctul 17

Se calculeaza adaosul de apa

Debit apa care intra este

GH2 Ointrata=GH2 O(17 ) +GH 2O

(18 ) +cH 2 O(8 ) +zH 2 O

(8 )

Debit de apa care iese este

GH2 Ointrata=GH2 O(6 ) +GH 2O

(14 ) +dCaSO4 ∙ H 2 O(8 ) + 36

172

GH2 Ointrata=GH2 Ointrata

GH2 O(17 ) =GH 2 O

(6 ) +GH2 O(14 ) +dCaSO4 ∙ H 2O

(8 ) + 36172

minus(GH 2 O(18) +c H 2O

( 8) + zH 2 O( 8) )=1502856+250831+3440325+ 36

172minus(9137+36003+4001 )=2048599 kgh

Bilant in punctul 20

Se calculeaza laptele de var 20

GCa(OH )2

(20 ) =GCa(OH )2

(18 ) =16446kg h

Gimp(20 )=Gimp

(18 )=9137 kg h

GT(20 )=

GCa(OH )2

(20)

02=16446

02=8223 kg h

GH2 O(20 ) =GT

(20 )minusGimp(20)minusGCa (OH )2

(20) =8223minus9137minus16446=648704 kgh

Bilant in punctul 19

GH2 O(19 ) =GH 2 O

(20 ) minusGH 2 O(18) =648704minus9137=639567 kg h

GT(19 )=GT

(20 )minusGT(18)=8223minus182733=639567 kg h

GH2 O(19 ) =GT

(19 )

Bilant in punctul 21

GH2 O(21 ) =GH 2 O

(15 ) +GH 2 O( 16) +GH 2 O

(17 ) minusGH 2 O(19) =16303993+188123+2048599minus639567=19594255 kg h

Bilant in punctul 11

GT(11 )=GH 2 O

( 20) +GH 2 O(21) =648704+19594255=20242959 kg h

Bilant in punctul 10

GT(10 )=GT

(11 )+GT(9 )=20242959+752492=95492159 kgh

Predimensionarea absorberului

1 Calculul ariei minime a sectiunii coloanei

Consideram ca in coloana se foloseşte o umplutura cu inele Rasching cu caracteristicile urmatoare

dimensiuniLDd=505050 mm suprafaţa specifica ag=95 m2m3

fracţia de goluri εg=079 m3m3

densitatea aparenta ρa=500 Kgm3

Viteza de inecare este

lg [ v i ∙ ag

g ∙ εg3 ∙

ρ v

ρl

(103 ηl )016]=Aminus175( L

G )14 ∙( ρv

ρl)

18

unde vi= viteza de inecare

ag= suprafaţa specifica a umpluturii

εg= fracţia de goluri a umpluturii

ρv= densitatea fazei gazoase( considerata min punctul de bilant 6)

ρl= densitatea fazei lichide( considerata 103 Kgm3)

ηl= viscozitatea fazei lichide( considerata 10-3 Kgms)

A= coeficientul ales in funcţie de natura umpluturii (A=022)

Lrsquo=debitul masic al fazei lichide=GT(8)

Grsquo= debitul masic al fazei gazoase=GT(6)

Din bilanţul in punctul (6) rezulta

DM i(6 ) =(G i

(6 )

M i)

y i=DM i

(6 )

sum DM i( 6)

sum DM i(6 )

unde i= CO2 SO2 N2 Ar O2 H2O

yCO2=0144

y N2=0755

y Ar=00086

yO2=0044

ySO2=000007

y H 2O=0047

M (6 )=sum y i ∙ M i=2973448 kg

Presiunea gazelor se considera 1 atm

V M=V M0 ∙

TT 0

=22 4 ∙TT 0

La intrarea in absorber t i gaze=135

La iesirea din absorber t e gaze=35

tm=135+35

2=85

T=85+273=358 K

ρ v=M ( 6)

V M

=M ( 6)

V M0 ∙

T 0

T=29802

224∙273358

=1014 kgm3

lg [ v i ∙ 95

981∙ 0793 ∙1014

103 ∙ (103 ∙10minus3 )016]=022minus175( 94061543799127 )

14 ∙( 1014

103 )18

lg v i=1 03v i=10 73 m s

Debitul volumetric de gaze

Gv=DM T(6 ) ∙ V m

0 ∙TT 0

=1373607 ∙224 ∙358273

=403488251 m3h

Amin=Gv

v i ∙3600= 403488251

3600∙1073=10445 m3h

Dmin=radic 4 ∙ Amin

π=radic 4 ∙10445

π=364 m

Pentru diametre mai mari de 2 valorile se aleg din 05 icircn 05 m

Deci Dmin=4 m

Aria reala este

Areala=π D2

4=π ∙ 42

4=1257 m2

2 Calculul suprafetei de transfer şi a volumului de umplutură

Coeficientul de difuzie

Dso2minusg=43 ∙ 10minus7

∙T

32

P(V A

13 +V B

13)2 ∙radic 1

M A

+1

M B

[m2 s ]

unde

T- temperatura [K]

p- presiunea p = 1 atm

VA VB-volume molare la punctul normal de fierbere[cm3mol]

Consideram ca A este amestecul gazos din punctul de bilant (6) iar B= SO2

V SO2=44 8 cm3 iquestmol

V Ar=29 8 cm3 mol

V N2=31 2 cm3 iquestmol

V H2

O =18 9 cm3 iquestmol

V CO2=34 4 cm3iquestmol

V O2=25 6 cm3iquest mol

Coeficientul de difuzie se considera pentru amestecul din punctul (6)

V A=sum y isdotV i

V B=V SO2=44 8 cm3 iquestmol

V Ar=0 0086sdot29 8 =0 25628 cm3 mol iquest

V N2=0 755sdot31 2 =23 556 cm3 iquestmol iquest

V H2

O =0 047sdot18 9 =0 8883 cm3 iquestmol iquestiquestV CO2=0 144sdot34 4 =4 9536 cm3 iquestmol iquestiquestiquestV O

2=0 043sdot25 6 =1 1008 cm3 iquestmol iquestiquestiquestiquestV A =30 75498 cm3iquestmol

M A=M (6)=29 73448 kgM B=M SO2

=64 Kg

Dso2minusg=43 ∙10minus7

∙358

32

1(307549813 +448

13 )2

∙radic 12973448

+1

64 [m2 s ]

DSO2minusg=1 4466sdot10minus5 [ m2iquest s ]

Re=Gsdotdgηv

G=GT

(6)

Arealsdot3600 Kg m2 s

Diametrul mediu al granulelor

dg=005m

ηv=ηam=1910-6 Kgms

G= 437991271257 ∙ 3600

=968 kg m2 s

real=G ∙ dgηv

=978 ∙ 005

19 ∙10minus6=2573684

Sc=ηv

ρ v ∙D SO2minusg

= 19∙ 10minus6

1014 ∙ 14466 ∙10minus5=1295

sh=c ∙ real059 ∙ Sc033

unde c=069

Sh=069∙ 2573684059∙ 1295033=300694

Sh=KV ∙ dgDS 04minusg

=iquest K v=Sh ∙ DSO4minusg

dg=300694 ∙14466 ∙ 10minus5

005=0087 m3m2 s

Debitul absorbit de SO2(N)

N=K vsdotSsdotDc

unde Kv= coeficient de transfer de masă

S= suprafata de transfer

Dc= forta motricea procesului de transfer de masă

Dy m=( y1minus y1

iquest )minus( y2minus y2iquest )

ln( y1minus y1

iquest )( y2minus y2

iquest )

unde y1y2= concentraţiile la baza coloanei si la vacircrful coloanei

y=concentratia gazului in echilibru cu x

( yminus yiquest) =diferenta medie logaritmica a diferentei de concentratie

Transferul de masă esteurmat de o reactie chimică ireversibilă si de aceea

( y1

iquestiquest y2iquest =0)

Dy m=( y1minus y2)

lny1

y2

y1= ySO2

(4 )

y2= ySO2

(6 ) =0 00007

DM i(4) =(G i

(4 )

M i)

DM N2

( 4 ) =3049398828

=1089071 kmoli h

DAr( 4 )= 49553

40=12388 kmoli h

DO2

( 4 )=181836432

=56824 kmoli h

DSO2

( 4 ) =1347564

=2105 kmoli h

DCO2

( 4 ) =952343344

=216442 kmoli h

DM T( 4 ) =13768 kmoli h

ySO2

( 4) =DM SO2

( 4 )

DM T(4 ) = 2105

13768=0001529

D y m=( y1minus y2 )

lny1

y2

=(0001529minus000007 )

ln0001529000007

=0000473

Dc=D y m∙ρv

M (6 )=0000473 ∙

10142973448

=1613∙ 10minus5

N=DM S O2

(4 ) minusDM SO2

(6 ) =2105minus105=20 kmoli h

N=K v ∙ S ∙ D c=20 kmoli h

S= NK v ∙ 3600∙ Dc

= 20

0087 ∙3600 ∙ 1613∙ 10minus5=395889 m2

Volumul umpluturii

V u=Sag

=39588995

=4167 m3

Inaltimea umpluturii

H u=V u

Areal

=41671257

=332

Hu se aproximeaza la 35 m

74 kg Ca(OH)2 64 kg SO2 16 kg O2 18 kg H2O 172 kg CaSO42H2O

a GSO2 react b c d

η|iquest|=95 iquest

GSO2 react=GSO2

(1) ∙η|iquest|∙

1100

=13475 ∙95

100=1280125kg hiquest

a=1280125∙ 7464

=148014 kg hCa(OH )2

b=1280125 ∙ 1664

=32003 kg h O2

c=1280125 ∙1864

=36003 kgh H 2 O

d=1280125 ∙ 17264

=3440325 kgh CaSO4 ∙2 H 2O

Ca(OH )2+CO2rarr CaCO3+H 2O

74 kg Ca(OH)2 44 kg CO2 100 kg CaCO3 18 kg H2O

19

GCa (OH )2 u w z

19

GCa(OH )2=148014

9=16446 kg hCa(OH )2

u=16446 ∙4474

=9779 kg hCO2

w=16446 ∙10074

=22224 kg hCaCO3

z=16446 ∙1874

=4001 kg h H 2 O

GN2

(6 )=GN2

( 4 )=30493988 kgh

GAr(6 )=G Ar

(4 )=49553 kgh

GSO2

(6 ) =GSO2

(4 ) minusG SO2 react=13475minus1280125=67375 kg h

GCO2

(6 ) =GCO2

( 4) minusGCO2(u )=9523433minus9779=9513654 kg h

GO2

(6 )=GO2

(4 )minusGO2(b )=1818364minus32003=1786361 kg h

Se considera ca la iesirea din absorber gazele au temperatura de 35⁰C iar

faza lichida are 35⁰C si presiune atmosferica

PH 2O(35 )=00573 atm

Fractii molare

y H 2O=00573

y gazeuscate=09427

Debitul molar de gaze uscate in punctul 6

DM(6 )=DCO2

( 6) +DSO2

(6 ) +DO2

( 6)+DAr( 6) +DN2

(6)

DCO2

(6 ) =GCO2

(6 )

44=9513654

44=216219 kmoli h

DSO2

(6 ) =G SO2

( 6)

64=67375

64=105 kmoli h

DO2

(6 )=GO2

( 6)

32=1786361

32=55824 kmoli h

DN2

(6 )=GN 2

(6 )

28=30493988

28=1089071 kmoli h

DAr(6 )=

GAr( 6)

40=49553

40=12388 kmoli h

DM(6 )=DCO2

( 6) +DSO2

(6 ) +DO2

( 6)+DAr( 6) +DN2

(6) =216219+105+55824+1089071+12388=1373607 kmoli h

1 kmoli gaze 00573 kmoli H2O 09427 kmoli gaze uscate

DH 2O(6 ) DM

(6 )

DH 2O(6 ) =00573∙1373607

09427=83492kmoli h

GH2 O(6 ) =18 ∙ DH 2 O

( 6) =18 ∙83492=1502856 kg h

GT(6 )=GAr

( 6) +G SO2

( 6) +GCO2

(6 ) +GO2

(6 )+GN2

(6 ) +GH 2 O(6 ) =49553+67375+9513654+1786361+30493988+1502856=43799127 kg h

Bilant in punctul 18

Debitul de var hidratat introdus in prepararea laptelui de varConsideram ca varul hidratat contine

a) Umiditate - 5b) Impuritati solide insolubile - 5c) Ca(OH)2 - 90

GCa(OH )2=a=148014 kg h(calculat la punctul 6)

100 kg var hidratat 90 kg Ca (OH)2

GCa(OH )2 GCa(OH )2

=148014 kg h

GCa(OH )2

(18 ) =100 ∙ 14801490

=16446 kgh

Debitul total de gaz

GT(18 )=

GCa (OH )2∙100

90=

16446 ∙ 10090

=182733 kgh

Din debitul total de gaz vom calcula apa si impuritatileGH2 O

(18 ) =005 ∙GT(18)=005 ∙ 182733=9137 kg h

Gimp(18 )=005 ∙ GT

(18)=005∙ 182733=9137 kg h

Bilant in punctul 8

Consideram ca in punctul 8 suspensia contine 2 solid si 98 apa

Ca (OH )2+H 2O+SO2+12

O2rarr Ca SO4 ∙2 H 2 O

74 kg Ca(OH)2 64 kg SO2 16 kg O2 18 kg H2O 172 kg CaSO42H2O

a GSO2 react b c d

74 kg Ca(OH)2 44 kg CO2 100 kg CaCO3 18 kg H2O

19

GCa (OH )2 u w z

Gsolide( 8) =d+w+Gcenusa

(4 ) +Gimp(18)=3440325+22224+8525+9137=376246 kg h

Rata de iesire (formare) este 51Gmat solide

( 8) =Gsolide(8 ) ∙ 5=376246 ∙ 5=188123 kg h

GT( 8)=

Gmat solide

002=188123

002=940615 kg h

GH2 O( 8) =GT

(8 )minusGmat solide(8 ) =940615minus188123=9218027

kgh

Bilant in punctul 9

GT( 9)=08 ∙ GT

(8 )=08 ∙ 940615=752492 kg h

Gsolide( 9) =08 ∙G solide

(8 ) =08∙ 376246=300997 kg h

GH2 O( 9) =GT

(9 )minusGsolide(9 ) =752492minus300997=74948203 kg h

Bilant in punctul 12

GT(12 )=02∙ GT

( 8)=02 ∙ 940615=188123 kg h

Gsolide(12 ) =Gsolide

(8 ) =376246 kg h

GH2 O(12 ) =GT

(12)minusG solide(12) =188123minus376246=18436054 kg h

Bilant in punctul 13

Se calculeaza namolul de decantareGsolide

(13 ) =Gsolide(12) =376246 kg h

Umiditatea namolului 85

GT(13 )=

G solide( 13)

015=376246

015=2508307kg h

GH2 O(13 ) =GT

(13 )minusGsolide(13) =2508307minus376246=2132061 kg h

Bilant in punctul 14

Se calculeaza namolul de la filtrare

Gsolide(14 ) =Gsolide

(13 ) =376246 kg h

Umiditatea namolului de la filtrare ndash 40

GT(14 )=

Gsolide(14 )

06=376246

06=627077 kg h

GH2 O(14 ) =GT

(14 )minusGsolide(14 ) =627077minus376246=250831 kg h

Bilant in punctul 15

Se calculeaza limpedele de la decantare

GT(15 )=GH 2 O

(15) =GT(12)minusGT

( 13)=188123minus2508307=16303993 kg h

Bilant in punctul 16

GT(16 )=GH 2 O

(16 ) =GT(13)minusGT

(14)=2508307minus627077=188123 kg h

Bilant in punctul 17

Se calculeaza adaosul de apa

Debit apa care intra este

GH2 Ointrata=GH2 O(17 ) +GH 2O

(18 ) +cH 2 O(8 ) +zH 2 O

(8 )

Debit de apa care iese este

GH2 Ointrata=GH2 O(6 ) +GH 2O

(14 ) +dCaSO4 ∙ H 2 O(8 ) + 36

172

GH2 Ointrata=GH2 Ointrata

GH2 O(17 ) =GH 2 O

(6 ) +GH2 O(14 ) +dCaSO4 ∙ H 2O

(8 ) + 36172

minus(GH 2 O(18) +c H 2O

( 8) + zH 2 O( 8) )=1502856+250831+3440325+ 36

172minus(9137+36003+4001 )=2048599 kgh

Bilant in punctul 20

Se calculeaza laptele de var 20

GCa(OH )2

(20 ) =GCa(OH )2

(18 ) =16446kg h

Gimp(20 )=Gimp

(18 )=9137 kg h

GT(20 )=

GCa(OH )2

(20)

02=16446

02=8223 kg h

GH2 O(20 ) =GT

(20 )minusGimp(20)minusGCa (OH )2

(20) =8223minus9137minus16446=648704 kgh

Bilant in punctul 19

GH2 O(19 ) =GH 2 O

(20 ) minusGH 2 O(18) =648704minus9137=639567 kg h

GT(19 )=GT

(20 )minusGT(18)=8223minus182733=639567 kg h

GH2 O(19 ) =GT

(19 )

Bilant in punctul 21

GH2 O(21 ) =GH 2 O

(15 ) +GH 2 O( 16) +GH 2 O

(17 ) minusGH 2 O(19) =16303993+188123+2048599minus639567=19594255 kg h

Bilant in punctul 11

GT(11 )=GH 2 O

( 20) +GH 2 O(21) =648704+19594255=20242959 kg h

Bilant in punctul 10

GT(10 )=GT

(11 )+GT(9 )=20242959+752492=95492159 kgh

Predimensionarea absorberului

1 Calculul ariei minime a sectiunii coloanei

Consideram ca in coloana se foloseşte o umplutura cu inele Rasching cu caracteristicile urmatoare

dimensiuniLDd=505050 mm suprafaţa specifica ag=95 m2m3

fracţia de goluri εg=079 m3m3

densitatea aparenta ρa=500 Kgm3

Viteza de inecare este

lg [ v i ∙ ag

g ∙ εg3 ∙

ρ v

ρl

(103 ηl )016]=Aminus175( L

G )14 ∙( ρv

ρl)

18

unde vi= viteza de inecare

ag= suprafaţa specifica a umpluturii

εg= fracţia de goluri a umpluturii

ρv= densitatea fazei gazoase( considerata min punctul de bilant 6)

ρl= densitatea fazei lichide( considerata 103 Kgm3)

ηl= viscozitatea fazei lichide( considerata 10-3 Kgms)

A= coeficientul ales in funcţie de natura umpluturii (A=022)

Lrsquo=debitul masic al fazei lichide=GT(8)

Grsquo= debitul masic al fazei gazoase=GT(6)

Din bilanţul in punctul (6) rezulta

DM i(6 ) =(G i

(6 )

M i)

y i=DM i

(6 )

sum DM i( 6)

sum DM i(6 )

unde i= CO2 SO2 N2 Ar O2 H2O

yCO2=0144

y N2=0755

y Ar=00086

yO2=0044

ySO2=000007

y H 2O=0047

M (6 )=sum y i ∙ M i=2973448 kg

Presiunea gazelor se considera 1 atm

V M=V M0 ∙

TT 0

=22 4 ∙TT 0

La intrarea in absorber t i gaze=135

La iesirea din absorber t e gaze=35

tm=135+35

2=85

T=85+273=358 K

ρ v=M ( 6)

V M

=M ( 6)

V M0 ∙

T 0

T=29802

224∙273358

=1014 kgm3

lg [ v i ∙ 95

981∙ 0793 ∙1014

103 ∙ (103 ∙10minus3 )016]=022minus175( 94061543799127 )

14 ∙( 1014

103 )18

lg v i=1 03v i=10 73 m s

Debitul volumetric de gaze

Gv=DM T(6 ) ∙ V m

0 ∙TT 0

=1373607 ∙224 ∙358273

=403488251 m3h

Amin=Gv

v i ∙3600= 403488251

3600∙1073=10445 m3h

Dmin=radic 4 ∙ Amin

π=radic 4 ∙10445

π=364 m

Pentru diametre mai mari de 2 valorile se aleg din 05 icircn 05 m

Deci Dmin=4 m

Aria reala este

Areala=π D2

4=π ∙ 42

4=1257 m2

2 Calculul suprafetei de transfer şi a volumului de umplutură

Coeficientul de difuzie

Dso2minusg=43 ∙ 10minus7

∙T

32

P(V A

13 +V B

13)2 ∙radic 1

M A

+1

M B

[m2 s ]

unde

T- temperatura [K]

p- presiunea p = 1 atm

VA VB-volume molare la punctul normal de fierbere[cm3mol]

Consideram ca A este amestecul gazos din punctul de bilant (6) iar B= SO2

V SO2=44 8 cm3 iquestmol

V Ar=29 8 cm3 mol

V N2=31 2 cm3 iquestmol

V H2

O =18 9 cm3 iquestmol

V CO2=34 4 cm3iquestmol

V O2=25 6 cm3iquest mol

Coeficientul de difuzie se considera pentru amestecul din punctul (6)

V A=sum y isdotV i

V B=V SO2=44 8 cm3 iquestmol

V Ar=0 0086sdot29 8 =0 25628 cm3 mol iquest

V N2=0 755sdot31 2 =23 556 cm3 iquestmol iquest

V H2

O =0 047sdot18 9 =0 8883 cm3 iquestmol iquestiquestV CO2=0 144sdot34 4 =4 9536 cm3 iquestmol iquestiquestiquestV O

2=0 043sdot25 6 =1 1008 cm3 iquestmol iquestiquestiquestiquestV A =30 75498 cm3iquestmol

M A=M (6)=29 73448 kgM B=M SO2

=64 Kg

Dso2minusg=43 ∙10minus7

∙358

32

1(307549813 +448

13 )2

∙radic 12973448

+1

64 [m2 s ]

DSO2minusg=1 4466sdot10minus5 [ m2iquest s ]

Re=Gsdotdgηv

G=GT

(6)

Arealsdot3600 Kg m2 s

Diametrul mediu al granulelor

dg=005m

ηv=ηam=1910-6 Kgms

G= 437991271257 ∙ 3600

=968 kg m2 s

real=G ∙ dgηv

=978 ∙ 005

19 ∙10minus6=2573684

Sc=ηv

ρ v ∙D SO2minusg

= 19∙ 10minus6

1014 ∙ 14466 ∙10minus5=1295

sh=c ∙ real059 ∙ Sc033

unde c=069

Sh=069∙ 2573684059∙ 1295033=300694

Sh=KV ∙ dgDS 04minusg

=iquest K v=Sh ∙ DSO4minusg

dg=300694 ∙14466 ∙ 10minus5

005=0087 m3m2 s

Debitul absorbit de SO2(N)

N=K vsdotSsdotDc

unde Kv= coeficient de transfer de masă

S= suprafata de transfer

Dc= forta motricea procesului de transfer de masă

Dy m=( y1minus y1

iquest )minus( y2minus y2iquest )

ln( y1minus y1

iquest )( y2minus y2

iquest )

unde y1y2= concentraţiile la baza coloanei si la vacircrful coloanei

y=concentratia gazului in echilibru cu x

( yminus yiquest) =diferenta medie logaritmica a diferentei de concentratie

Transferul de masă esteurmat de o reactie chimică ireversibilă si de aceea

( y1

iquestiquest y2iquest =0)

Dy m=( y1minus y2)

lny1

y2

y1= ySO2

(4 )

y2= ySO2

(6 ) =0 00007

DM i(4) =(G i

(4 )

M i)

DM N2

( 4 ) =3049398828

=1089071 kmoli h

DAr( 4 )= 49553

40=12388 kmoli h

DO2

( 4 )=181836432

=56824 kmoli h

DSO2

( 4 ) =1347564

=2105 kmoli h

DCO2

( 4 ) =952343344

=216442 kmoli h

DM T( 4 ) =13768 kmoli h

ySO2

( 4) =DM SO2

( 4 )

DM T(4 ) = 2105

13768=0001529

D y m=( y1minus y2 )

lny1

y2

=(0001529minus000007 )

ln0001529000007

=0000473

Dc=D y m∙ρv

M (6 )=0000473 ∙

10142973448

=1613∙ 10minus5

N=DM S O2

(4 ) minusDM SO2

(6 ) =2105minus105=20 kmoli h

N=K v ∙ S ∙ D c=20 kmoli h

S= NK v ∙ 3600∙ Dc

= 20

0087 ∙3600 ∙ 1613∙ 10minus5=395889 m2

Volumul umpluturii

V u=Sag

=39588995

=4167 m3

Inaltimea umpluturii

H u=V u

Areal

=41671257

=332

Hu se aproximeaza la 35 m

GO2

(6 )=GO2

(4 )minusGO2(b )=1818364minus32003=1786361 kg h

Se considera ca la iesirea din absorber gazele au temperatura de 35⁰C iar

faza lichida are 35⁰C si presiune atmosferica

PH 2O(35 )=00573 atm

Fractii molare

y H 2O=00573

y gazeuscate=09427

Debitul molar de gaze uscate in punctul 6

DM(6 )=DCO2

( 6) +DSO2

(6 ) +DO2

( 6)+DAr( 6) +DN2

(6)

DCO2

(6 ) =GCO2

(6 )

44=9513654

44=216219 kmoli h

DSO2

(6 ) =G SO2

( 6)

64=67375

64=105 kmoli h

DO2

(6 )=GO2

( 6)

32=1786361

32=55824 kmoli h

DN2

(6 )=GN 2

(6 )

28=30493988

28=1089071 kmoli h

DAr(6 )=

GAr( 6)

40=49553

40=12388 kmoli h

DM(6 )=DCO2

( 6) +DSO2

(6 ) +DO2

( 6)+DAr( 6) +DN2

(6) =216219+105+55824+1089071+12388=1373607 kmoli h

1 kmoli gaze 00573 kmoli H2O 09427 kmoli gaze uscate

DH 2O(6 ) DM

(6 )

DH 2O(6 ) =00573∙1373607

09427=83492kmoli h

GH2 O(6 ) =18 ∙ DH 2 O

( 6) =18 ∙83492=1502856 kg h

GT(6 )=GAr

( 6) +G SO2

( 6) +GCO2

(6 ) +GO2

(6 )+GN2

(6 ) +GH 2 O(6 ) =49553+67375+9513654+1786361+30493988+1502856=43799127 kg h

Bilant in punctul 18

Debitul de var hidratat introdus in prepararea laptelui de varConsideram ca varul hidratat contine

a) Umiditate - 5b) Impuritati solide insolubile - 5c) Ca(OH)2 - 90

GCa(OH )2=a=148014 kg h(calculat la punctul 6)

100 kg var hidratat 90 kg Ca (OH)2

GCa(OH )2 GCa(OH )2

=148014 kg h

GCa(OH )2

(18 ) =100 ∙ 14801490

=16446 kgh

Debitul total de gaz

GT(18 )=

GCa (OH )2∙100

90=

16446 ∙ 10090

=182733 kgh

Din debitul total de gaz vom calcula apa si impuritatileGH2 O

(18 ) =005 ∙GT(18)=005 ∙ 182733=9137 kg h

Gimp(18 )=005 ∙ GT

(18)=005∙ 182733=9137 kg h

Bilant in punctul 8

Consideram ca in punctul 8 suspensia contine 2 solid si 98 apa

Ca (OH )2+H 2O+SO2+12

O2rarr Ca SO4 ∙2 H 2 O

74 kg Ca(OH)2 64 kg SO2 16 kg O2 18 kg H2O 172 kg CaSO42H2O

a GSO2 react b c d

74 kg Ca(OH)2 44 kg CO2 100 kg CaCO3 18 kg H2O

19

GCa (OH )2 u w z

Gsolide( 8) =d+w+Gcenusa

(4 ) +Gimp(18)=3440325+22224+8525+9137=376246 kg h

Rata de iesire (formare) este 51Gmat solide

( 8) =Gsolide(8 ) ∙ 5=376246 ∙ 5=188123 kg h

GT( 8)=

Gmat solide

002=188123

002=940615 kg h

GH2 O( 8) =GT

(8 )minusGmat solide(8 ) =940615minus188123=9218027

kgh

Bilant in punctul 9

GT( 9)=08 ∙ GT

(8 )=08 ∙ 940615=752492 kg h

Gsolide( 9) =08 ∙G solide

(8 ) =08∙ 376246=300997 kg h

GH2 O( 9) =GT

(9 )minusGsolide(9 ) =752492minus300997=74948203 kg h

Bilant in punctul 12

GT(12 )=02∙ GT

( 8)=02 ∙ 940615=188123 kg h

Gsolide(12 ) =Gsolide

(8 ) =376246 kg h

GH2 O(12 ) =GT

(12)minusG solide(12) =188123minus376246=18436054 kg h

Bilant in punctul 13

Se calculeaza namolul de decantareGsolide

(13 ) =Gsolide(12) =376246 kg h

Umiditatea namolului 85

GT(13 )=

G solide( 13)

015=376246

015=2508307kg h

GH2 O(13 ) =GT

(13 )minusGsolide(13) =2508307minus376246=2132061 kg h

Bilant in punctul 14

Se calculeaza namolul de la filtrare

Gsolide(14 ) =Gsolide

(13 ) =376246 kg h

Umiditatea namolului de la filtrare ndash 40

GT(14 )=

Gsolide(14 )

06=376246

06=627077 kg h

GH2 O(14 ) =GT

(14 )minusGsolide(14 ) =627077minus376246=250831 kg h

Bilant in punctul 15

Se calculeaza limpedele de la decantare

GT(15 )=GH 2 O

(15) =GT(12)minusGT

( 13)=188123minus2508307=16303993 kg h

Bilant in punctul 16

GT(16 )=GH 2 O

(16 ) =GT(13)minusGT

(14)=2508307minus627077=188123 kg h

Bilant in punctul 17

Se calculeaza adaosul de apa

Debit apa care intra este

GH2 Ointrata=GH2 O(17 ) +GH 2O

(18 ) +cH 2 O(8 ) +zH 2 O

(8 )

Debit de apa care iese este

GH2 Ointrata=GH2 O(6 ) +GH 2O

(14 ) +dCaSO4 ∙ H 2 O(8 ) + 36

172

GH2 Ointrata=GH2 Ointrata

GH2 O(17 ) =GH 2 O

(6 ) +GH2 O(14 ) +dCaSO4 ∙ H 2O

(8 ) + 36172

minus(GH 2 O(18) +c H 2O

( 8) + zH 2 O( 8) )=1502856+250831+3440325+ 36

172minus(9137+36003+4001 )=2048599 kgh

Bilant in punctul 20

Se calculeaza laptele de var 20

GCa(OH )2

(20 ) =GCa(OH )2

(18 ) =16446kg h

Gimp(20 )=Gimp

(18 )=9137 kg h

GT(20 )=

GCa(OH )2

(20)

02=16446

02=8223 kg h

GH2 O(20 ) =GT

(20 )minusGimp(20)minusGCa (OH )2

(20) =8223minus9137minus16446=648704 kgh

Bilant in punctul 19

GH2 O(19 ) =GH 2 O

(20 ) minusGH 2 O(18) =648704minus9137=639567 kg h

GT(19 )=GT

(20 )minusGT(18)=8223minus182733=639567 kg h

GH2 O(19 ) =GT

(19 )

Bilant in punctul 21

GH2 O(21 ) =GH 2 O

(15 ) +GH 2 O( 16) +GH 2 O

(17 ) minusGH 2 O(19) =16303993+188123+2048599minus639567=19594255 kg h

Bilant in punctul 11

GT(11 )=GH 2 O

( 20) +GH 2 O(21) =648704+19594255=20242959 kg h

Bilant in punctul 10

GT(10 )=GT

(11 )+GT(9 )=20242959+752492=95492159 kgh

Predimensionarea absorberului

1 Calculul ariei minime a sectiunii coloanei

Consideram ca in coloana se foloseşte o umplutura cu inele Rasching cu caracteristicile urmatoare

dimensiuniLDd=505050 mm suprafaţa specifica ag=95 m2m3

fracţia de goluri εg=079 m3m3

densitatea aparenta ρa=500 Kgm3

Viteza de inecare este

lg [ v i ∙ ag

g ∙ εg3 ∙

ρ v

ρl

(103 ηl )016]=Aminus175( L

G )14 ∙( ρv

ρl)

18

unde vi= viteza de inecare

ag= suprafaţa specifica a umpluturii

εg= fracţia de goluri a umpluturii

ρv= densitatea fazei gazoase( considerata min punctul de bilant 6)

ρl= densitatea fazei lichide( considerata 103 Kgm3)

ηl= viscozitatea fazei lichide( considerata 10-3 Kgms)

A= coeficientul ales in funcţie de natura umpluturii (A=022)

Lrsquo=debitul masic al fazei lichide=GT(8)

Grsquo= debitul masic al fazei gazoase=GT(6)

Din bilanţul in punctul (6) rezulta

DM i(6 ) =(G i

(6 )

M i)

y i=DM i

(6 )

sum DM i( 6)

sum DM i(6 )

unde i= CO2 SO2 N2 Ar O2 H2O

yCO2=0144

y N2=0755

y Ar=00086

yO2=0044

ySO2=000007

y H 2O=0047

M (6 )=sum y i ∙ M i=2973448 kg

Presiunea gazelor se considera 1 atm

V M=V M0 ∙

TT 0

=22 4 ∙TT 0

La intrarea in absorber t i gaze=135

La iesirea din absorber t e gaze=35

tm=135+35

2=85

T=85+273=358 K

ρ v=M ( 6)

V M

=M ( 6)

V M0 ∙

T 0

T=29802

224∙273358

=1014 kgm3

lg [ v i ∙ 95

981∙ 0793 ∙1014

103 ∙ (103 ∙10minus3 )016]=022minus175( 94061543799127 )

14 ∙( 1014

103 )18

lg v i=1 03v i=10 73 m s

Debitul volumetric de gaze

Gv=DM T(6 ) ∙ V m

0 ∙TT 0

=1373607 ∙224 ∙358273

=403488251 m3h

Amin=Gv

v i ∙3600= 403488251

3600∙1073=10445 m3h

Dmin=radic 4 ∙ Amin

π=radic 4 ∙10445

π=364 m

Pentru diametre mai mari de 2 valorile se aleg din 05 icircn 05 m

Deci Dmin=4 m

Aria reala este

Areala=π D2

4=π ∙ 42

4=1257 m2

2 Calculul suprafetei de transfer şi a volumului de umplutură

Coeficientul de difuzie

Dso2minusg=43 ∙ 10minus7

∙T

32

P(V A

13 +V B

13)2 ∙radic 1

M A

+1

M B

[m2 s ]

unde

T- temperatura [K]

p- presiunea p = 1 atm

VA VB-volume molare la punctul normal de fierbere[cm3mol]

Consideram ca A este amestecul gazos din punctul de bilant (6) iar B= SO2

V SO2=44 8 cm3 iquestmol

V Ar=29 8 cm3 mol

V N2=31 2 cm3 iquestmol

V H2

O =18 9 cm3 iquestmol

V CO2=34 4 cm3iquestmol

V O2=25 6 cm3iquest mol

Coeficientul de difuzie se considera pentru amestecul din punctul (6)

V A=sum y isdotV i

V B=V SO2=44 8 cm3 iquestmol

V Ar=0 0086sdot29 8 =0 25628 cm3 mol iquest

V N2=0 755sdot31 2 =23 556 cm3 iquestmol iquest

V H2

O =0 047sdot18 9 =0 8883 cm3 iquestmol iquestiquestV CO2=0 144sdot34 4 =4 9536 cm3 iquestmol iquestiquestiquestV O

2=0 043sdot25 6 =1 1008 cm3 iquestmol iquestiquestiquestiquestV A =30 75498 cm3iquestmol

M A=M (6)=29 73448 kgM B=M SO2

=64 Kg

Dso2minusg=43 ∙10minus7

∙358

32

1(307549813 +448

13 )2

∙radic 12973448

+1

64 [m2 s ]

DSO2minusg=1 4466sdot10minus5 [ m2iquest s ]

Re=Gsdotdgηv

G=GT

(6)

Arealsdot3600 Kg m2 s

Diametrul mediu al granulelor

dg=005m

ηv=ηam=1910-6 Kgms

G= 437991271257 ∙ 3600

=968 kg m2 s

real=G ∙ dgηv

=978 ∙ 005

19 ∙10minus6=2573684

Sc=ηv

ρ v ∙D SO2minusg

= 19∙ 10minus6

1014 ∙ 14466 ∙10minus5=1295

sh=c ∙ real059 ∙ Sc033

unde c=069

Sh=069∙ 2573684059∙ 1295033=300694

Sh=KV ∙ dgDS 04minusg

=iquest K v=Sh ∙ DSO4minusg

dg=300694 ∙14466 ∙ 10minus5

005=0087 m3m2 s

Debitul absorbit de SO2(N)

N=K vsdotSsdotDc

unde Kv= coeficient de transfer de masă

S= suprafata de transfer

Dc= forta motricea procesului de transfer de masă

Dy m=( y1minus y1

iquest )minus( y2minus y2iquest )

ln( y1minus y1

iquest )( y2minus y2

iquest )

unde y1y2= concentraţiile la baza coloanei si la vacircrful coloanei

y=concentratia gazului in echilibru cu x

( yminus yiquest) =diferenta medie logaritmica a diferentei de concentratie

Transferul de masă esteurmat de o reactie chimică ireversibilă si de aceea

( y1

iquestiquest y2iquest =0)

Dy m=( y1minus y2)

lny1

y2

y1= ySO2

(4 )

y2= ySO2

(6 ) =0 00007

DM i(4) =(G i

(4 )

M i)

DM N2

( 4 ) =3049398828

=1089071 kmoli h

DAr( 4 )= 49553

40=12388 kmoli h

DO2

( 4 )=181836432

=56824 kmoli h

DSO2

( 4 ) =1347564

=2105 kmoli h

DCO2

( 4 ) =952343344

=216442 kmoli h

DM T( 4 ) =13768 kmoli h

ySO2

( 4) =DM SO2

( 4 )

DM T(4 ) = 2105

13768=0001529

D y m=( y1minus y2 )

lny1

y2

=(0001529minus000007 )

ln0001529000007

=0000473

Dc=D y m∙ρv

M (6 )=0000473 ∙

10142973448

=1613∙ 10minus5

N=DM S O2

(4 ) minusDM SO2

(6 ) =2105minus105=20 kmoli h

N=K v ∙ S ∙ D c=20 kmoli h

S= NK v ∙ 3600∙ Dc

= 20

0087 ∙3600 ∙ 1613∙ 10minus5=395889 m2

Volumul umpluturii

V u=Sag

=39588995

=4167 m3

Inaltimea umpluturii

H u=V u

Areal

=41671257

=332

Hu se aproximeaza la 35 m

GH2 O(6 ) =18 ∙ DH 2 O

( 6) =18 ∙83492=1502856 kg h

GT(6 )=GAr

( 6) +G SO2

( 6) +GCO2

(6 ) +GO2

(6 )+GN2

(6 ) +GH 2 O(6 ) =49553+67375+9513654+1786361+30493988+1502856=43799127 kg h

Bilant in punctul 18

Debitul de var hidratat introdus in prepararea laptelui de varConsideram ca varul hidratat contine

a) Umiditate - 5b) Impuritati solide insolubile - 5c) Ca(OH)2 - 90

GCa(OH )2=a=148014 kg h(calculat la punctul 6)

100 kg var hidratat 90 kg Ca (OH)2

GCa(OH )2 GCa(OH )2

=148014 kg h

GCa(OH )2

(18 ) =100 ∙ 14801490

=16446 kgh

Debitul total de gaz

GT(18 )=

GCa (OH )2∙100

90=

16446 ∙ 10090

=182733 kgh

Din debitul total de gaz vom calcula apa si impuritatileGH2 O

(18 ) =005 ∙GT(18)=005 ∙ 182733=9137 kg h

Gimp(18 )=005 ∙ GT

(18)=005∙ 182733=9137 kg h

Bilant in punctul 8

Consideram ca in punctul 8 suspensia contine 2 solid si 98 apa

Ca (OH )2+H 2O+SO2+12

O2rarr Ca SO4 ∙2 H 2 O

74 kg Ca(OH)2 64 kg SO2 16 kg O2 18 kg H2O 172 kg CaSO42H2O

a GSO2 react b c d

74 kg Ca(OH)2 44 kg CO2 100 kg CaCO3 18 kg H2O

19

GCa (OH )2 u w z

Gsolide( 8) =d+w+Gcenusa

(4 ) +Gimp(18)=3440325+22224+8525+9137=376246 kg h

Rata de iesire (formare) este 51Gmat solide

( 8) =Gsolide(8 ) ∙ 5=376246 ∙ 5=188123 kg h

GT( 8)=

Gmat solide

002=188123

002=940615 kg h

GH2 O( 8) =GT

(8 )minusGmat solide(8 ) =940615minus188123=9218027

kgh

Bilant in punctul 9

GT( 9)=08 ∙ GT

(8 )=08 ∙ 940615=752492 kg h

Gsolide( 9) =08 ∙G solide

(8 ) =08∙ 376246=300997 kg h

GH2 O( 9) =GT

(9 )minusGsolide(9 ) =752492minus300997=74948203 kg h

Bilant in punctul 12

GT(12 )=02∙ GT

( 8)=02 ∙ 940615=188123 kg h

Gsolide(12 ) =Gsolide

(8 ) =376246 kg h

GH2 O(12 ) =GT

(12)minusG solide(12) =188123minus376246=18436054 kg h

Bilant in punctul 13

Se calculeaza namolul de decantareGsolide

(13 ) =Gsolide(12) =376246 kg h

Umiditatea namolului 85

GT(13 )=

G solide( 13)

015=376246

015=2508307kg h

GH2 O(13 ) =GT

(13 )minusGsolide(13) =2508307minus376246=2132061 kg h

Bilant in punctul 14

Se calculeaza namolul de la filtrare

Gsolide(14 ) =Gsolide

(13 ) =376246 kg h

Umiditatea namolului de la filtrare ndash 40

GT(14 )=

Gsolide(14 )

06=376246

06=627077 kg h

GH2 O(14 ) =GT

(14 )minusGsolide(14 ) =627077minus376246=250831 kg h

Bilant in punctul 15

Se calculeaza limpedele de la decantare

GT(15 )=GH 2 O

(15) =GT(12)minusGT

( 13)=188123minus2508307=16303993 kg h

Bilant in punctul 16

GT(16 )=GH 2 O

(16 ) =GT(13)minusGT

(14)=2508307minus627077=188123 kg h

Bilant in punctul 17

Se calculeaza adaosul de apa

Debit apa care intra este

GH2 Ointrata=GH2 O(17 ) +GH 2O

(18 ) +cH 2 O(8 ) +zH 2 O

(8 )

Debit de apa care iese este

GH2 Ointrata=GH2 O(6 ) +GH 2O

(14 ) +dCaSO4 ∙ H 2 O(8 ) + 36

172

GH2 Ointrata=GH2 Ointrata

GH2 O(17 ) =GH 2 O

(6 ) +GH2 O(14 ) +dCaSO4 ∙ H 2O

(8 ) + 36172

minus(GH 2 O(18) +c H 2O

( 8) + zH 2 O( 8) )=1502856+250831+3440325+ 36

172minus(9137+36003+4001 )=2048599 kgh

Bilant in punctul 20

Se calculeaza laptele de var 20

GCa(OH )2

(20 ) =GCa(OH )2

(18 ) =16446kg h

Gimp(20 )=Gimp

(18 )=9137 kg h

GT(20 )=

GCa(OH )2

(20)

02=16446

02=8223 kg h

GH2 O(20 ) =GT

(20 )minusGimp(20)minusGCa (OH )2

(20) =8223minus9137minus16446=648704 kgh

Bilant in punctul 19

GH2 O(19 ) =GH 2 O

(20 ) minusGH 2 O(18) =648704minus9137=639567 kg h

GT(19 )=GT

(20 )minusGT(18)=8223minus182733=639567 kg h

GH2 O(19 ) =GT

(19 )

Bilant in punctul 21

GH2 O(21 ) =GH 2 O

(15 ) +GH 2 O( 16) +GH 2 O

(17 ) minusGH 2 O(19) =16303993+188123+2048599minus639567=19594255 kg h

Bilant in punctul 11

GT(11 )=GH 2 O

( 20) +GH 2 O(21) =648704+19594255=20242959 kg h

Bilant in punctul 10

GT(10 )=GT

(11 )+GT(9 )=20242959+752492=95492159 kgh

Predimensionarea absorberului

1 Calculul ariei minime a sectiunii coloanei

Consideram ca in coloana se foloseşte o umplutura cu inele Rasching cu caracteristicile urmatoare

dimensiuniLDd=505050 mm suprafaţa specifica ag=95 m2m3

fracţia de goluri εg=079 m3m3

densitatea aparenta ρa=500 Kgm3

Viteza de inecare este

lg [ v i ∙ ag

g ∙ εg3 ∙

ρ v

ρl

(103 ηl )016]=Aminus175( L

G )14 ∙( ρv

ρl)

18

unde vi= viteza de inecare

ag= suprafaţa specifica a umpluturii

εg= fracţia de goluri a umpluturii

ρv= densitatea fazei gazoase( considerata min punctul de bilant 6)

ρl= densitatea fazei lichide( considerata 103 Kgm3)

ηl= viscozitatea fazei lichide( considerata 10-3 Kgms)

A= coeficientul ales in funcţie de natura umpluturii (A=022)

Lrsquo=debitul masic al fazei lichide=GT(8)

Grsquo= debitul masic al fazei gazoase=GT(6)

Din bilanţul in punctul (6) rezulta

DM i(6 ) =(G i

(6 )

M i)

y i=DM i

(6 )

sum DM i( 6)

sum DM i(6 )

unde i= CO2 SO2 N2 Ar O2 H2O

yCO2=0144

y N2=0755

y Ar=00086

yO2=0044

ySO2=000007

y H 2O=0047

M (6 )=sum y i ∙ M i=2973448 kg

Presiunea gazelor se considera 1 atm

V M=V M0 ∙

TT 0

=22 4 ∙TT 0

La intrarea in absorber t i gaze=135

La iesirea din absorber t e gaze=35

tm=135+35

2=85

T=85+273=358 K

ρ v=M ( 6)

V M

=M ( 6)

V M0 ∙

T 0

T=29802

224∙273358

=1014 kgm3

lg [ v i ∙ 95

981∙ 0793 ∙1014

103 ∙ (103 ∙10minus3 )016]=022minus175( 94061543799127 )

14 ∙( 1014

103 )18

lg v i=1 03v i=10 73 m s

Debitul volumetric de gaze

Gv=DM T(6 ) ∙ V m

0 ∙TT 0

=1373607 ∙224 ∙358273

=403488251 m3h

Amin=Gv

v i ∙3600= 403488251

3600∙1073=10445 m3h

Dmin=radic 4 ∙ Amin

π=radic 4 ∙10445

π=364 m

Pentru diametre mai mari de 2 valorile se aleg din 05 icircn 05 m

Deci Dmin=4 m

Aria reala este

Areala=π D2

4=π ∙ 42

4=1257 m2

2 Calculul suprafetei de transfer şi a volumului de umplutură

Coeficientul de difuzie

Dso2minusg=43 ∙ 10minus7

∙T

32

P(V A

13 +V B

13)2 ∙radic 1

M A

+1

M B

[m2 s ]

unde

T- temperatura [K]

p- presiunea p = 1 atm

VA VB-volume molare la punctul normal de fierbere[cm3mol]

Consideram ca A este amestecul gazos din punctul de bilant (6) iar B= SO2

V SO2=44 8 cm3 iquestmol

V Ar=29 8 cm3 mol

V N2=31 2 cm3 iquestmol

V H2

O =18 9 cm3 iquestmol

V CO2=34 4 cm3iquestmol

V O2=25 6 cm3iquest mol

Coeficientul de difuzie se considera pentru amestecul din punctul (6)

V A=sum y isdotV i

V B=V SO2=44 8 cm3 iquestmol

V Ar=0 0086sdot29 8 =0 25628 cm3 mol iquest

V N2=0 755sdot31 2 =23 556 cm3 iquestmol iquest

V H2

O =0 047sdot18 9 =0 8883 cm3 iquestmol iquestiquestV CO2=0 144sdot34 4 =4 9536 cm3 iquestmol iquestiquestiquestV O

2=0 043sdot25 6 =1 1008 cm3 iquestmol iquestiquestiquestiquestV A =30 75498 cm3iquestmol

M A=M (6)=29 73448 kgM B=M SO2

=64 Kg

Dso2minusg=43 ∙10minus7

∙358

32

1(307549813 +448

13 )2

∙radic 12973448

+1

64 [m2 s ]

DSO2minusg=1 4466sdot10minus5 [ m2iquest s ]

Re=Gsdotdgηv

G=GT

(6)

Arealsdot3600 Kg m2 s

Diametrul mediu al granulelor

dg=005m

ηv=ηam=1910-6 Kgms

G= 437991271257 ∙ 3600

=968 kg m2 s

real=G ∙ dgηv

=978 ∙ 005

19 ∙10minus6=2573684

Sc=ηv

ρ v ∙D SO2minusg

= 19∙ 10minus6

1014 ∙ 14466 ∙10minus5=1295

sh=c ∙ real059 ∙ Sc033

unde c=069

Sh=069∙ 2573684059∙ 1295033=300694

Sh=KV ∙ dgDS 04minusg

=iquest K v=Sh ∙ DSO4minusg

dg=300694 ∙14466 ∙ 10minus5

005=0087 m3m2 s

Debitul absorbit de SO2(N)

N=K vsdotSsdotDc

unde Kv= coeficient de transfer de masă

S= suprafata de transfer

Dc= forta motricea procesului de transfer de masă

Dy m=( y1minus y1

iquest )minus( y2minus y2iquest )

ln( y1minus y1

iquest )( y2minus y2

iquest )

unde y1y2= concentraţiile la baza coloanei si la vacircrful coloanei

y=concentratia gazului in echilibru cu x

( yminus yiquest) =diferenta medie logaritmica a diferentei de concentratie

Transferul de masă esteurmat de o reactie chimică ireversibilă si de aceea

( y1

iquestiquest y2iquest =0)

Dy m=( y1minus y2)

lny1

y2

y1= ySO2

(4 )

y2= ySO2

(6 ) =0 00007

DM i(4) =(G i

(4 )

M i)

DM N2

( 4 ) =3049398828

=1089071 kmoli h

DAr( 4 )= 49553

40=12388 kmoli h

DO2

( 4 )=181836432

=56824 kmoli h

DSO2

( 4 ) =1347564

=2105 kmoli h

DCO2

( 4 ) =952343344

=216442 kmoli h

DM T( 4 ) =13768 kmoli h

ySO2

( 4) =DM SO2

( 4 )

DM T(4 ) = 2105

13768=0001529

D y m=( y1minus y2 )

lny1

y2

=(0001529minus000007 )

ln0001529000007

=0000473

Dc=D y m∙ρv

M (6 )=0000473 ∙

10142973448

=1613∙ 10minus5

N=DM S O2

(4 ) minusDM SO2

(6 ) =2105minus105=20 kmoli h

N=K v ∙ S ∙ D c=20 kmoli h

S= NK v ∙ 3600∙ Dc

= 20

0087 ∙3600 ∙ 1613∙ 10minus5=395889 m2

Volumul umpluturii

V u=Sag

=39588995

=4167 m3

Inaltimea umpluturii

H u=V u

Areal

=41671257

=332

Hu se aproximeaza la 35 m

74 kg Ca(OH)2 44 kg CO2 100 kg CaCO3 18 kg H2O

19

GCa (OH )2 u w z

Gsolide( 8) =d+w+Gcenusa

(4 ) +Gimp(18)=3440325+22224+8525+9137=376246 kg h

Rata de iesire (formare) este 51Gmat solide

( 8) =Gsolide(8 ) ∙ 5=376246 ∙ 5=188123 kg h

GT( 8)=

Gmat solide

002=188123

002=940615 kg h

GH2 O( 8) =GT

(8 )minusGmat solide(8 ) =940615minus188123=9218027

kgh

Bilant in punctul 9

GT( 9)=08 ∙ GT

(8 )=08 ∙ 940615=752492 kg h

Gsolide( 9) =08 ∙G solide

(8 ) =08∙ 376246=300997 kg h

GH2 O( 9) =GT

(9 )minusGsolide(9 ) =752492minus300997=74948203 kg h

Bilant in punctul 12

GT(12 )=02∙ GT

( 8)=02 ∙ 940615=188123 kg h

Gsolide(12 ) =Gsolide

(8 ) =376246 kg h

GH2 O(12 ) =GT

(12)minusG solide(12) =188123minus376246=18436054 kg h

Bilant in punctul 13

Se calculeaza namolul de decantareGsolide

(13 ) =Gsolide(12) =376246 kg h

Umiditatea namolului 85

GT(13 )=

G solide( 13)

015=376246

015=2508307kg h

GH2 O(13 ) =GT

(13 )minusGsolide(13) =2508307minus376246=2132061 kg h

Bilant in punctul 14

Se calculeaza namolul de la filtrare

Gsolide(14 ) =Gsolide

(13 ) =376246 kg h

Umiditatea namolului de la filtrare ndash 40

GT(14 )=

Gsolide(14 )

06=376246

06=627077 kg h

GH2 O(14 ) =GT

(14 )minusGsolide(14 ) =627077minus376246=250831 kg h

Bilant in punctul 15

Se calculeaza limpedele de la decantare

GT(15 )=GH 2 O

(15) =GT(12)minusGT

( 13)=188123minus2508307=16303993 kg h

Bilant in punctul 16

GT(16 )=GH 2 O

(16 ) =GT(13)minusGT

(14)=2508307minus627077=188123 kg h

Bilant in punctul 17

Se calculeaza adaosul de apa

Debit apa care intra este

GH2 Ointrata=GH2 O(17 ) +GH 2O

(18 ) +cH 2 O(8 ) +zH 2 O

(8 )

Debit de apa care iese este

GH2 Ointrata=GH2 O(6 ) +GH 2O

(14 ) +dCaSO4 ∙ H 2 O(8 ) + 36

172

GH2 Ointrata=GH2 Ointrata

GH2 O(17 ) =GH 2 O

(6 ) +GH2 O(14 ) +dCaSO4 ∙ H 2O

(8 ) + 36172

minus(GH 2 O(18) +c H 2O

( 8) + zH 2 O( 8) )=1502856+250831+3440325+ 36

172minus(9137+36003+4001 )=2048599 kgh

Bilant in punctul 20

Se calculeaza laptele de var 20

GCa(OH )2

(20 ) =GCa(OH )2

(18 ) =16446kg h

Gimp(20 )=Gimp

(18 )=9137 kg h

GT(20 )=

GCa(OH )2

(20)

02=16446

02=8223 kg h

GH2 O(20 ) =GT

(20 )minusGimp(20)minusGCa (OH )2

(20) =8223minus9137minus16446=648704 kgh

Bilant in punctul 19

GH2 O(19 ) =GH 2 O

(20 ) minusGH 2 O(18) =648704minus9137=639567 kg h

GT(19 )=GT

(20 )minusGT(18)=8223minus182733=639567 kg h

GH2 O(19 ) =GT

(19 )

Bilant in punctul 21

GH2 O(21 ) =GH 2 O

(15 ) +GH 2 O( 16) +GH 2 O

(17 ) minusGH 2 O(19) =16303993+188123+2048599minus639567=19594255 kg h

Bilant in punctul 11

GT(11 )=GH 2 O

( 20) +GH 2 O(21) =648704+19594255=20242959 kg h

Bilant in punctul 10

GT(10 )=GT

(11 )+GT(9 )=20242959+752492=95492159 kgh

Predimensionarea absorberului

1 Calculul ariei minime a sectiunii coloanei

Consideram ca in coloana se foloseşte o umplutura cu inele Rasching cu caracteristicile urmatoare

dimensiuniLDd=505050 mm suprafaţa specifica ag=95 m2m3

fracţia de goluri εg=079 m3m3

densitatea aparenta ρa=500 Kgm3

Viteza de inecare este

lg [ v i ∙ ag

g ∙ εg3 ∙

ρ v

ρl

(103 ηl )016]=Aminus175( L

G )14 ∙( ρv

ρl)

18

unde vi= viteza de inecare

ag= suprafaţa specifica a umpluturii

εg= fracţia de goluri a umpluturii

ρv= densitatea fazei gazoase( considerata min punctul de bilant 6)

ρl= densitatea fazei lichide( considerata 103 Kgm3)

ηl= viscozitatea fazei lichide( considerata 10-3 Kgms)

A= coeficientul ales in funcţie de natura umpluturii (A=022)

Lrsquo=debitul masic al fazei lichide=GT(8)

Grsquo= debitul masic al fazei gazoase=GT(6)

Din bilanţul in punctul (6) rezulta

DM i(6 ) =(G i

(6 )

M i)

y i=DM i

(6 )

sum DM i( 6)

sum DM i(6 )

unde i= CO2 SO2 N2 Ar O2 H2O

yCO2=0144

y N2=0755

y Ar=00086

yO2=0044

ySO2=000007

y H 2O=0047

M (6 )=sum y i ∙ M i=2973448 kg

Presiunea gazelor se considera 1 atm

V M=V M0 ∙

TT 0

=22 4 ∙TT 0

La intrarea in absorber t i gaze=135

La iesirea din absorber t e gaze=35

tm=135+35

2=85

T=85+273=358 K

ρ v=M ( 6)

V M

=M ( 6)

V M0 ∙

T 0

T=29802

224∙273358

=1014 kgm3

lg [ v i ∙ 95

981∙ 0793 ∙1014

103 ∙ (103 ∙10minus3 )016]=022minus175( 94061543799127 )

14 ∙( 1014

103 )18

lg v i=1 03v i=10 73 m s

Debitul volumetric de gaze

Gv=DM T(6 ) ∙ V m

0 ∙TT 0

=1373607 ∙224 ∙358273

=403488251 m3h

Amin=Gv

v i ∙3600= 403488251

3600∙1073=10445 m3h

Dmin=radic 4 ∙ Amin

π=radic 4 ∙10445

π=364 m

Pentru diametre mai mari de 2 valorile se aleg din 05 icircn 05 m

Deci Dmin=4 m

Aria reala este

Areala=π D2

4=π ∙ 42

4=1257 m2

2 Calculul suprafetei de transfer şi a volumului de umplutură

Coeficientul de difuzie

Dso2minusg=43 ∙ 10minus7

∙T

32

P(V A

13 +V B

13)2 ∙radic 1

M A

+1

M B

[m2 s ]

unde

T- temperatura [K]

p- presiunea p = 1 atm

VA VB-volume molare la punctul normal de fierbere[cm3mol]

Consideram ca A este amestecul gazos din punctul de bilant (6) iar B= SO2

V SO2=44 8 cm3 iquestmol

V Ar=29 8 cm3 mol

V N2=31 2 cm3 iquestmol

V H2

O =18 9 cm3 iquestmol

V CO2=34 4 cm3iquestmol

V O2=25 6 cm3iquest mol

Coeficientul de difuzie se considera pentru amestecul din punctul (6)

V A=sum y isdotV i

V B=V SO2=44 8 cm3 iquestmol

V Ar=0 0086sdot29 8 =0 25628 cm3 mol iquest

V N2=0 755sdot31 2 =23 556 cm3 iquestmol iquest

V H2

O =0 047sdot18 9 =0 8883 cm3 iquestmol iquestiquestV CO2=0 144sdot34 4 =4 9536 cm3 iquestmol iquestiquestiquestV O

2=0 043sdot25 6 =1 1008 cm3 iquestmol iquestiquestiquestiquestV A =30 75498 cm3iquestmol

M A=M (6)=29 73448 kgM B=M SO2

=64 Kg

Dso2minusg=43 ∙10minus7

∙358

32

1(307549813 +448

13 )2

∙radic 12973448

+1

64 [m2 s ]

DSO2minusg=1 4466sdot10minus5 [ m2iquest s ]

Re=Gsdotdgηv

G=GT

(6)

Arealsdot3600 Kg m2 s

Diametrul mediu al granulelor

dg=005m

ηv=ηam=1910-6 Kgms

G= 437991271257 ∙ 3600

=968 kg m2 s

real=G ∙ dgηv

=978 ∙ 005

19 ∙10minus6=2573684

Sc=ηv

ρ v ∙D SO2minusg

= 19∙ 10minus6

1014 ∙ 14466 ∙10minus5=1295

sh=c ∙ real059 ∙ Sc033

unde c=069

Sh=069∙ 2573684059∙ 1295033=300694

Sh=KV ∙ dgDS 04minusg

=iquest K v=Sh ∙ DSO4minusg

dg=300694 ∙14466 ∙ 10minus5

005=0087 m3m2 s

Debitul absorbit de SO2(N)

N=K vsdotSsdotDc

unde Kv= coeficient de transfer de masă

S= suprafata de transfer

Dc= forta motricea procesului de transfer de masă

Dy m=( y1minus y1

iquest )minus( y2minus y2iquest )

ln( y1minus y1

iquest )( y2minus y2

iquest )

unde y1y2= concentraţiile la baza coloanei si la vacircrful coloanei

y=concentratia gazului in echilibru cu x

( yminus yiquest) =diferenta medie logaritmica a diferentei de concentratie

Transferul de masă esteurmat de o reactie chimică ireversibilă si de aceea

( y1

iquestiquest y2iquest =0)

Dy m=( y1minus y2)

lny1

y2

y1= ySO2

(4 )

y2= ySO2

(6 ) =0 00007

DM i(4) =(G i

(4 )

M i)

DM N2

( 4 ) =3049398828

=1089071 kmoli h

DAr( 4 )= 49553

40=12388 kmoli h

DO2

( 4 )=181836432

=56824 kmoli h

DSO2

( 4 ) =1347564

=2105 kmoli h

DCO2

( 4 ) =952343344

=216442 kmoli h

DM T( 4 ) =13768 kmoli h

ySO2

( 4) =DM SO2

( 4 )

DM T(4 ) = 2105

13768=0001529

D y m=( y1minus y2 )

lny1

y2

=(0001529minus000007 )

ln0001529000007

=0000473

Dc=D y m∙ρv

M (6 )=0000473 ∙

10142973448

=1613∙ 10minus5

N=DM S O2

(4 ) minusDM SO2

(6 ) =2105minus105=20 kmoli h

N=K v ∙ S ∙ D c=20 kmoli h

S= NK v ∙ 3600∙ Dc

= 20

0087 ∙3600 ∙ 1613∙ 10minus5=395889 m2

Volumul umpluturii

V u=Sag

=39588995

=4167 m3

Inaltimea umpluturii

H u=V u

Areal

=41671257

=332

Hu se aproximeaza la 35 m

Gsolide(14 ) =Gsolide

(13 ) =376246 kg h

Umiditatea namolului de la filtrare ndash 40

GT(14 )=

Gsolide(14 )

06=376246

06=627077 kg h

GH2 O(14 ) =GT

(14 )minusGsolide(14 ) =627077minus376246=250831 kg h

Bilant in punctul 15

Se calculeaza limpedele de la decantare

GT(15 )=GH 2 O

(15) =GT(12)minusGT

( 13)=188123minus2508307=16303993 kg h

Bilant in punctul 16

GT(16 )=GH 2 O

(16 ) =GT(13)minusGT

(14)=2508307minus627077=188123 kg h

Bilant in punctul 17

Se calculeaza adaosul de apa

Debit apa care intra este

GH2 Ointrata=GH2 O(17 ) +GH 2O

(18 ) +cH 2 O(8 ) +zH 2 O

(8 )

Debit de apa care iese este

GH2 Ointrata=GH2 O(6 ) +GH 2O

(14 ) +dCaSO4 ∙ H 2 O(8 ) + 36

172

GH2 Ointrata=GH2 Ointrata

GH2 O(17 ) =GH 2 O

(6 ) +GH2 O(14 ) +dCaSO4 ∙ H 2O

(8 ) + 36172

minus(GH 2 O(18) +c H 2O

( 8) + zH 2 O( 8) )=1502856+250831+3440325+ 36

172minus(9137+36003+4001 )=2048599 kgh

Bilant in punctul 20

Se calculeaza laptele de var 20

GCa(OH )2

(20 ) =GCa(OH )2

(18 ) =16446kg h

Gimp(20 )=Gimp

(18 )=9137 kg h

GT(20 )=

GCa(OH )2

(20)

02=16446

02=8223 kg h

GH2 O(20 ) =GT

(20 )minusGimp(20)minusGCa (OH )2

(20) =8223minus9137minus16446=648704 kgh

Bilant in punctul 19

GH2 O(19 ) =GH 2 O

(20 ) minusGH 2 O(18) =648704minus9137=639567 kg h

GT(19 )=GT

(20 )minusGT(18)=8223minus182733=639567 kg h

GH2 O(19 ) =GT

(19 )

Bilant in punctul 21

GH2 O(21 ) =GH 2 O

(15 ) +GH 2 O( 16) +GH 2 O

(17 ) minusGH 2 O(19) =16303993+188123+2048599minus639567=19594255 kg h

Bilant in punctul 11

GT(11 )=GH 2 O

( 20) +GH 2 O(21) =648704+19594255=20242959 kg h

Bilant in punctul 10

GT(10 )=GT

(11 )+GT(9 )=20242959+752492=95492159 kgh

Predimensionarea absorberului

1 Calculul ariei minime a sectiunii coloanei

Consideram ca in coloana se foloseşte o umplutura cu inele Rasching cu caracteristicile urmatoare

dimensiuniLDd=505050 mm suprafaţa specifica ag=95 m2m3

fracţia de goluri εg=079 m3m3

densitatea aparenta ρa=500 Kgm3

Viteza de inecare este

lg [ v i ∙ ag

g ∙ εg3 ∙

ρ v

ρl

(103 ηl )016]=Aminus175( L

G )14 ∙( ρv

ρl)

18

unde vi= viteza de inecare

ag= suprafaţa specifica a umpluturii

εg= fracţia de goluri a umpluturii

ρv= densitatea fazei gazoase( considerata min punctul de bilant 6)

ρl= densitatea fazei lichide( considerata 103 Kgm3)

ηl= viscozitatea fazei lichide( considerata 10-3 Kgms)

A= coeficientul ales in funcţie de natura umpluturii (A=022)

Lrsquo=debitul masic al fazei lichide=GT(8)

Grsquo= debitul masic al fazei gazoase=GT(6)

Din bilanţul in punctul (6) rezulta

DM i(6 ) =(G i

(6 )

M i)

y i=DM i

(6 )

sum DM i( 6)

sum DM i(6 )

unde i= CO2 SO2 N2 Ar O2 H2O

yCO2=0144

y N2=0755

y Ar=00086

yO2=0044

ySO2=000007

y H 2O=0047

M (6 )=sum y i ∙ M i=2973448 kg

Presiunea gazelor se considera 1 atm

V M=V M0 ∙

TT 0

=22 4 ∙TT 0

La intrarea in absorber t i gaze=135

La iesirea din absorber t e gaze=35

tm=135+35

2=85

T=85+273=358 K

ρ v=M ( 6)

V M

=M ( 6)

V M0 ∙

T 0

T=29802

224∙273358

=1014 kgm3

lg [ v i ∙ 95

981∙ 0793 ∙1014

103 ∙ (103 ∙10minus3 )016]=022minus175( 94061543799127 )

14 ∙( 1014

103 )18

lg v i=1 03v i=10 73 m s

Debitul volumetric de gaze

Gv=DM T(6 ) ∙ V m

0 ∙TT 0

=1373607 ∙224 ∙358273

=403488251 m3h

Amin=Gv

v i ∙3600= 403488251

3600∙1073=10445 m3h

Dmin=radic 4 ∙ Amin

π=radic 4 ∙10445

π=364 m

Pentru diametre mai mari de 2 valorile se aleg din 05 icircn 05 m

Deci Dmin=4 m

Aria reala este

Areala=π D2

4=π ∙ 42

4=1257 m2

2 Calculul suprafetei de transfer şi a volumului de umplutură

Coeficientul de difuzie

Dso2minusg=43 ∙ 10minus7

∙T

32

P(V A

13 +V B

13)2 ∙radic 1

M A

+1

M B

[m2 s ]

unde

T- temperatura [K]

p- presiunea p = 1 atm

VA VB-volume molare la punctul normal de fierbere[cm3mol]

Consideram ca A este amestecul gazos din punctul de bilant (6) iar B= SO2

V SO2=44 8 cm3 iquestmol

V Ar=29 8 cm3 mol

V N2=31 2 cm3 iquestmol

V H2

O =18 9 cm3 iquestmol

V CO2=34 4 cm3iquestmol

V O2=25 6 cm3iquest mol

Coeficientul de difuzie se considera pentru amestecul din punctul (6)

V A=sum y isdotV i

V B=V SO2=44 8 cm3 iquestmol

V Ar=0 0086sdot29 8 =0 25628 cm3 mol iquest

V N2=0 755sdot31 2 =23 556 cm3 iquestmol iquest

V H2

O =0 047sdot18 9 =0 8883 cm3 iquestmol iquestiquestV CO2=0 144sdot34 4 =4 9536 cm3 iquestmol iquestiquestiquestV O

2=0 043sdot25 6 =1 1008 cm3 iquestmol iquestiquestiquestiquestV A =30 75498 cm3iquestmol

M A=M (6)=29 73448 kgM B=M SO2

=64 Kg

Dso2minusg=43 ∙10minus7

∙358

32

1(307549813 +448

13 )2

∙radic 12973448

+1

64 [m2 s ]

DSO2minusg=1 4466sdot10minus5 [ m2iquest s ]

Re=Gsdotdgηv

G=GT

(6)

Arealsdot3600 Kg m2 s

Diametrul mediu al granulelor

dg=005m

ηv=ηam=1910-6 Kgms

G= 437991271257 ∙ 3600

=968 kg m2 s

real=G ∙ dgηv

=978 ∙ 005

19 ∙10minus6=2573684

Sc=ηv

ρ v ∙D SO2minusg

= 19∙ 10minus6

1014 ∙ 14466 ∙10minus5=1295

sh=c ∙ real059 ∙ Sc033

unde c=069

Sh=069∙ 2573684059∙ 1295033=300694

Sh=KV ∙ dgDS 04minusg

=iquest K v=Sh ∙ DSO4minusg

dg=300694 ∙14466 ∙ 10minus5

005=0087 m3m2 s

Debitul absorbit de SO2(N)

N=K vsdotSsdotDc

unde Kv= coeficient de transfer de masă

S= suprafata de transfer

Dc= forta motricea procesului de transfer de masă

Dy m=( y1minus y1

iquest )minus( y2minus y2iquest )

ln( y1minus y1

iquest )( y2minus y2

iquest )

unde y1y2= concentraţiile la baza coloanei si la vacircrful coloanei

y=concentratia gazului in echilibru cu x

( yminus yiquest) =diferenta medie logaritmica a diferentei de concentratie

Transferul de masă esteurmat de o reactie chimică ireversibilă si de aceea

( y1

iquestiquest y2iquest =0)

Dy m=( y1minus y2)

lny1

y2

y1= ySO2

(4 )

y2= ySO2

(6 ) =0 00007

DM i(4) =(G i

(4 )

M i)

DM N2

( 4 ) =3049398828

=1089071 kmoli h

DAr( 4 )= 49553

40=12388 kmoli h

DO2

( 4 )=181836432

=56824 kmoli h

DSO2

( 4 ) =1347564

=2105 kmoli h

DCO2

( 4 ) =952343344

=216442 kmoli h

DM T( 4 ) =13768 kmoli h

ySO2

( 4) =DM SO2

( 4 )

DM T(4 ) = 2105

13768=0001529

D y m=( y1minus y2 )

lny1

y2

=(0001529minus000007 )

ln0001529000007

=0000473

Dc=D y m∙ρv

M (6 )=0000473 ∙

10142973448

=1613∙ 10minus5

N=DM S O2

(4 ) minusDM SO2

(6 ) =2105minus105=20 kmoli h

N=K v ∙ S ∙ D c=20 kmoli h

S= NK v ∙ 3600∙ Dc

= 20

0087 ∙3600 ∙ 1613∙ 10minus5=395889 m2

Volumul umpluturii

V u=Sag

=39588995

=4167 m3

Inaltimea umpluturii

H u=V u

Areal

=41671257

=332

Hu se aproximeaza la 35 m

Se calculeaza laptele de var 20

GCa(OH )2

(20 ) =GCa(OH )2

(18 ) =16446kg h

Gimp(20 )=Gimp

(18 )=9137 kg h

GT(20 )=

GCa(OH )2

(20)

02=16446

02=8223 kg h

GH2 O(20 ) =GT

(20 )minusGimp(20)minusGCa (OH )2

(20) =8223minus9137minus16446=648704 kgh

Bilant in punctul 19

GH2 O(19 ) =GH 2 O

(20 ) minusGH 2 O(18) =648704minus9137=639567 kg h

GT(19 )=GT

(20 )minusGT(18)=8223minus182733=639567 kg h

GH2 O(19 ) =GT

(19 )

Bilant in punctul 21

GH2 O(21 ) =GH 2 O

(15 ) +GH 2 O( 16) +GH 2 O

(17 ) minusGH 2 O(19) =16303993+188123+2048599minus639567=19594255 kg h

Bilant in punctul 11

GT(11 )=GH 2 O

( 20) +GH 2 O(21) =648704+19594255=20242959 kg h

Bilant in punctul 10

GT(10 )=GT

(11 )+GT(9 )=20242959+752492=95492159 kgh

Predimensionarea absorberului

1 Calculul ariei minime a sectiunii coloanei

Consideram ca in coloana se foloseşte o umplutura cu inele Rasching cu caracteristicile urmatoare

dimensiuniLDd=505050 mm suprafaţa specifica ag=95 m2m3

fracţia de goluri εg=079 m3m3

densitatea aparenta ρa=500 Kgm3

Viteza de inecare este

lg [ v i ∙ ag

g ∙ εg3 ∙

ρ v

ρl

(103 ηl )016]=Aminus175( L

G )14 ∙( ρv

ρl)

18

unde vi= viteza de inecare

ag= suprafaţa specifica a umpluturii

εg= fracţia de goluri a umpluturii

ρv= densitatea fazei gazoase( considerata min punctul de bilant 6)

ρl= densitatea fazei lichide( considerata 103 Kgm3)

ηl= viscozitatea fazei lichide( considerata 10-3 Kgms)

A= coeficientul ales in funcţie de natura umpluturii (A=022)

Lrsquo=debitul masic al fazei lichide=GT(8)

Grsquo= debitul masic al fazei gazoase=GT(6)

Din bilanţul in punctul (6) rezulta

DM i(6 ) =(G i

(6 )

M i)

y i=DM i

(6 )

sum DM i( 6)

sum DM i(6 )

unde i= CO2 SO2 N2 Ar O2 H2O

yCO2=0144

y N2=0755

y Ar=00086

yO2=0044

ySO2=000007

y H 2O=0047

M (6 )=sum y i ∙ M i=2973448 kg

Presiunea gazelor se considera 1 atm

V M=V M0 ∙

TT 0

=22 4 ∙TT 0

La intrarea in absorber t i gaze=135

La iesirea din absorber t e gaze=35

tm=135+35

2=85

T=85+273=358 K

ρ v=M ( 6)

V M

=M ( 6)

V M0 ∙

T 0

T=29802

224∙273358

=1014 kgm3

lg [ v i ∙ 95

981∙ 0793 ∙1014

103 ∙ (103 ∙10minus3 )016]=022minus175( 94061543799127 )

14 ∙( 1014

103 )18

lg v i=1 03v i=10 73 m s

Debitul volumetric de gaze

Gv=DM T(6 ) ∙ V m

0 ∙TT 0

=1373607 ∙224 ∙358273

=403488251 m3h

Amin=Gv

v i ∙3600= 403488251

3600∙1073=10445 m3h

Dmin=radic 4 ∙ Amin

π=radic 4 ∙10445

π=364 m

Pentru diametre mai mari de 2 valorile se aleg din 05 icircn 05 m

Deci Dmin=4 m

Aria reala este

Areala=π D2

4=π ∙ 42

4=1257 m2

2 Calculul suprafetei de transfer şi a volumului de umplutură

Coeficientul de difuzie

Dso2minusg=43 ∙ 10minus7

∙T

32

P(V A

13 +V B

13)2 ∙radic 1

M A

+1

M B

[m2 s ]

unde

T- temperatura [K]

p- presiunea p = 1 atm

VA VB-volume molare la punctul normal de fierbere[cm3mol]

Consideram ca A este amestecul gazos din punctul de bilant (6) iar B= SO2

V SO2=44 8 cm3 iquestmol

V Ar=29 8 cm3 mol

V N2=31 2 cm3 iquestmol

V H2

O =18 9 cm3 iquestmol

V CO2=34 4 cm3iquestmol

V O2=25 6 cm3iquest mol

Coeficientul de difuzie se considera pentru amestecul din punctul (6)

V A=sum y isdotV i

V B=V SO2=44 8 cm3 iquestmol

V Ar=0 0086sdot29 8 =0 25628 cm3 mol iquest

V N2=0 755sdot31 2 =23 556 cm3 iquestmol iquest

V H2

O =0 047sdot18 9 =0 8883 cm3 iquestmol iquestiquestV CO2=0 144sdot34 4 =4 9536 cm3 iquestmol iquestiquestiquestV O

2=0 043sdot25 6 =1 1008 cm3 iquestmol iquestiquestiquestiquestV A =30 75498 cm3iquestmol

M A=M (6)=29 73448 kgM B=M SO2

=64 Kg

Dso2minusg=43 ∙10minus7

∙358

32

1(307549813 +448

13 )2

∙radic 12973448

+1

64 [m2 s ]

DSO2minusg=1 4466sdot10minus5 [ m2iquest s ]

Re=Gsdotdgηv

G=GT

(6)

Arealsdot3600 Kg m2 s

Diametrul mediu al granulelor

dg=005m

ηv=ηam=1910-6 Kgms

G= 437991271257 ∙ 3600

=968 kg m2 s

real=G ∙ dgηv

=978 ∙ 005

19 ∙10minus6=2573684

Sc=ηv

ρ v ∙D SO2minusg

= 19∙ 10minus6

1014 ∙ 14466 ∙10minus5=1295

sh=c ∙ real059 ∙ Sc033

unde c=069

Sh=069∙ 2573684059∙ 1295033=300694

Sh=KV ∙ dgDS 04minusg

=iquest K v=Sh ∙ DSO4minusg

dg=300694 ∙14466 ∙ 10minus5

005=0087 m3m2 s

Debitul absorbit de SO2(N)

N=K vsdotSsdotDc

unde Kv= coeficient de transfer de masă

S= suprafata de transfer

Dc= forta motricea procesului de transfer de masă

Dy m=( y1minus y1

iquest )minus( y2minus y2iquest )

ln( y1minus y1

iquest )( y2minus y2

iquest )

unde y1y2= concentraţiile la baza coloanei si la vacircrful coloanei

y=concentratia gazului in echilibru cu x

( yminus yiquest) =diferenta medie logaritmica a diferentei de concentratie

Transferul de masă esteurmat de o reactie chimică ireversibilă si de aceea

( y1

iquestiquest y2iquest =0)

Dy m=( y1minus y2)

lny1

y2

y1= ySO2

(4 )

y2= ySO2

(6 ) =0 00007

DM i(4) =(G i

(4 )

M i)

DM N2

( 4 ) =3049398828

=1089071 kmoli h

DAr( 4 )= 49553

40=12388 kmoli h

DO2

( 4 )=181836432

=56824 kmoli h

DSO2

( 4 ) =1347564

=2105 kmoli h

DCO2

( 4 ) =952343344

=216442 kmoli h

DM T( 4 ) =13768 kmoli h

ySO2

( 4) =DM SO2

( 4 )

DM T(4 ) = 2105

13768=0001529

D y m=( y1minus y2 )

lny1

y2

=(0001529minus000007 )

ln0001529000007

=0000473

Dc=D y m∙ρv

M (6 )=0000473 ∙

10142973448

=1613∙ 10minus5

N=DM S O2

(4 ) minusDM SO2

(6 ) =2105minus105=20 kmoli h

N=K v ∙ S ∙ D c=20 kmoli h

S= NK v ∙ 3600∙ Dc

= 20

0087 ∙3600 ∙ 1613∙ 10minus5=395889 m2

Volumul umpluturii

V u=Sag

=39588995

=4167 m3

Inaltimea umpluturii

H u=V u

Areal

=41671257

=332

Hu se aproximeaza la 35 m

Predimensionarea absorberului

1 Calculul ariei minime a sectiunii coloanei

Consideram ca in coloana se foloseşte o umplutura cu inele Rasching cu caracteristicile urmatoare

dimensiuniLDd=505050 mm suprafaţa specifica ag=95 m2m3

fracţia de goluri εg=079 m3m3

densitatea aparenta ρa=500 Kgm3

Viteza de inecare este

lg [ v i ∙ ag

g ∙ εg3 ∙

ρ v

ρl

(103 ηl )016]=Aminus175( L

G )14 ∙( ρv

ρl)

18

unde vi= viteza de inecare

ag= suprafaţa specifica a umpluturii

εg= fracţia de goluri a umpluturii

ρv= densitatea fazei gazoase( considerata min punctul de bilant 6)

ρl= densitatea fazei lichide( considerata 103 Kgm3)

ηl= viscozitatea fazei lichide( considerata 10-3 Kgms)

A= coeficientul ales in funcţie de natura umpluturii (A=022)

Lrsquo=debitul masic al fazei lichide=GT(8)

Grsquo= debitul masic al fazei gazoase=GT(6)

Din bilanţul in punctul (6) rezulta

DM i(6 ) =(G i

(6 )

M i)

y i=DM i

(6 )

sum DM i( 6)

sum DM i(6 )

unde i= CO2 SO2 N2 Ar O2 H2O

yCO2=0144

y N2=0755

y Ar=00086

yO2=0044

ySO2=000007

y H 2O=0047

M (6 )=sum y i ∙ M i=2973448 kg

Presiunea gazelor se considera 1 atm

V M=V M0 ∙

TT 0

=22 4 ∙TT 0

La intrarea in absorber t i gaze=135

La iesirea din absorber t e gaze=35

tm=135+35

2=85

T=85+273=358 K

ρ v=M ( 6)

V M

=M ( 6)

V M0 ∙

T 0

T=29802

224∙273358

=1014 kgm3

lg [ v i ∙ 95

981∙ 0793 ∙1014

103 ∙ (103 ∙10minus3 )016]=022minus175( 94061543799127 )

14 ∙( 1014

103 )18

lg v i=1 03v i=10 73 m s

Debitul volumetric de gaze

Gv=DM T(6 ) ∙ V m

0 ∙TT 0

=1373607 ∙224 ∙358273

=403488251 m3h

Amin=Gv

v i ∙3600= 403488251

3600∙1073=10445 m3h

Dmin=radic 4 ∙ Amin

π=radic 4 ∙10445

π=364 m

Pentru diametre mai mari de 2 valorile se aleg din 05 icircn 05 m

Deci Dmin=4 m

Aria reala este

Areala=π D2

4=π ∙ 42

4=1257 m2

2 Calculul suprafetei de transfer şi a volumului de umplutură

Coeficientul de difuzie

Dso2minusg=43 ∙ 10minus7

∙T

32

P(V A

13 +V B

13)2 ∙radic 1

M A

+1

M B

[m2 s ]

unde

T- temperatura [K]

p- presiunea p = 1 atm

VA VB-volume molare la punctul normal de fierbere[cm3mol]

Consideram ca A este amestecul gazos din punctul de bilant (6) iar B= SO2

V SO2=44 8 cm3 iquestmol

V Ar=29 8 cm3 mol

V N2=31 2 cm3 iquestmol

V H2

O =18 9 cm3 iquestmol

V CO2=34 4 cm3iquestmol

V O2=25 6 cm3iquest mol

Coeficientul de difuzie se considera pentru amestecul din punctul (6)

V A=sum y isdotV i

V B=V SO2=44 8 cm3 iquestmol

V Ar=0 0086sdot29 8 =0 25628 cm3 mol iquest

V N2=0 755sdot31 2 =23 556 cm3 iquestmol iquest

V H2

O =0 047sdot18 9 =0 8883 cm3 iquestmol iquestiquestV CO2=0 144sdot34 4 =4 9536 cm3 iquestmol iquestiquestiquestV O

2=0 043sdot25 6 =1 1008 cm3 iquestmol iquestiquestiquestiquestV A =30 75498 cm3iquestmol

M A=M (6)=29 73448 kgM B=M SO2

=64 Kg

Dso2minusg=43 ∙10minus7

∙358

32

1(307549813 +448

13 )2

∙radic 12973448

+1

64 [m2 s ]

DSO2minusg=1 4466sdot10minus5 [ m2iquest s ]

Re=Gsdotdgηv

G=GT

(6)

Arealsdot3600 Kg m2 s

Diametrul mediu al granulelor

dg=005m

ηv=ηam=1910-6 Kgms

G= 437991271257 ∙ 3600

=968 kg m2 s

real=G ∙ dgηv

=978 ∙ 005

19 ∙10minus6=2573684

Sc=ηv

ρ v ∙D SO2minusg

= 19∙ 10minus6

1014 ∙ 14466 ∙10minus5=1295

sh=c ∙ real059 ∙ Sc033

unde c=069

Sh=069∙ 2573684059∙ 1295033=300694

Sh=KV ∙ dgDS 04minusg

=iquest K v=Sh ∙ DSO4minusg

dg=300694 ∙14466 ∙ 10minus5

005=0087 m3m2 s

Debitul absorbit de SO2(N)

N=K vsdotSsdotDc

unde Kv= coeficient de transfer de masă

S= suprafata de transfer

Dc= forta motricea procesului de transfer de masă

Dy m=( y1minus y1

iquest )minus( y2minus y2iquest )

ln( y1minus y1

iquest )( y2minus y2

iquest )

unde y1y2= concentraţiile la baza coloanei si la vacircrful coloanei

y=concentratia gazului in echilibru cu x

( yminus yiquest) =diferenta medie logaritmica a diferentei de concentratie

Transferul de masă esteurmat de o reactie chimică ireversibilă si de aceea

( y1

iquestiquest y2iquest =0)

Dy m=( y1minus y2)

lny1

y2

y1= ySO2

(4 )

y2= ySO2

(6 ) =0 00007

DM i(4) =(G i

(4 )

M i)

DM N2

( 4 ) =3049398828

=1089071 kmoli h

DAr( 4 )= 49553

40=12388 kmoli h

DO2

( 4 )=181836432

=56824 kmoli h

DSO2

( 4 ) =1347564

=2105 kmoli h

DCO2

( 4 ) =952343344

=216442 kmoli h

DM T( 4 ) =13768 kmoli h

ySO2

( 4) =DM SO2

( 4 )

DM T(4 ) = 2105

13768=0001529

D y m=( y1minus y2 )

lny1

y2

=(0001529minus000007 )

ln0001529000007

=0000473

Dc=D y m∙ρv

M (6 )=0000473 ∙

10142973448

=1613∙ 10minus5

N=DM S O2

(4 ) minusDM SO2

(6 ) =2105minus105=20 kmoli h

N=K v ∙ S ∙ D c=20 kmoli h

S= NK v ∙ 3600∙ Dc

= 20

0087 ∙3600 ∙ 1613∙ 10minus5=395889 m2

Volumul umpluturii

V u=Sag

=39588995

=4167 m3

Inaltimea umpluturii

H u=V u

Areal

=41671257

=332

Hu se aproximeaza la 35 m

y i=DM i

(6 )

sum DM i( 6)

sum DM i(6 )

unde i= CO2 SO2 N2 Ar O2 H2O

yCO2=0144

y N2=0755

y Ar=00086

yO2=0044

ySO2=000007

y H 2O=0047

M (6 )=sum y i ∙ M i=2973448 kg

Presiunea gazelor se considera 1 atm

V M=V M0 ∙

TT 0

=22 4 ∙TT 0

La intrarea in absorber t i gaze=135

La iesirea din absorber t e gaze=35

tm=135+35

2=85

T=85+273=358 K

ρ v=M ( 6)

V M

=M ( 6)

V M0 ∙

T 0

T=29802

224∙273358

=1014 kgm3

lg [ v i ∙ 95

981∙ 0793 ∙1014

103 ∙ (103 ∙10minus3 )016]=022minus175( 94061543799127 )

14 ∙( 1014

103 )18

lg v i=1 03v i=10 73 m s

Debitul volumetric de gaze

Gv=DM T(6 ) ∙ V m

0 ∙TT 0

=1373607 ∙224 ∙358273

=403488251 m3h

Amin=Gv

v i ∙3600= 403488251

3600∙1073=10445 m3h

Dmin=radic 4 ∙ Amin

π=radic 4 ∙10445

π=364 m

Pentru diametre mai mari de 2 valorile se aleg din 05 icircn 05 m

Deci Dmin=4 m

Aria reala este

Areala=π D2

4=π ∙ 42

4=1257 m2

2 Calculul suprafetei de transfer şi a volumului de umplutură

Coeficientul de difuzie

Dso2minusg=43 ∙ 10minus7

∙T

32

P(V A

13 +V B

13)2 ∙radic 1

M A

+1

M B

[m2 s ]

unde

T- temperatura [K]

p- presiunea p = 1 atm

VA VB-volume molare la punctul normal de fierbere[cm3mol]

Consideram ca A este amestecul gazos din punctul de bilant (6) iar B= SO2

V SO2=44 8 cm3 iquestmol

V Ar=29 8 cm3 mol

V N2=31 2 cm3 iquestmol

V H2

O =18 9 cm3 iquestmol

V CO2=34 4 cm3iquestmol

V O2=25 6 cm3iquest mol

Coeficientul de difuzie se considera pentru amestecul din punctul (6)

V A=sum y isdotV i

V B=V SO2=44 8 cm3 iquestmol

V Ar=0 0086sdot29 8 =0 25628 cm3 mol iquest

V N2=0 755sdot31 2 =23 556 cm3 iquestmol iquest

V H2

O =0 047sdot18 9 =0 8883 cm3 iquestmol iquestiquestV CO2=0 144sdot34 4 =4 9536 cm3 iquestmol iquestiquestiquestV O

2=0 043sdot25 6 =1 1008 cm3 iquestmol iquestiquestiquestiquestV A =30 75498 cm3iquestmol

M A=M (6)=29 73448 kgM B=M SO2

=64 Kg

Dso2minusg=43 ∙10minus7

∙358

32

1(307549813 +448

13 )2

∙radic 12973448

+1

64 [m2 s ]

DSO2minusg=1 4466sdot10minus5 [ m2iquest s ]

Re=Gsdotdgηv

G=GT

(6)

Arealsdot3600 Kg m2 s

Diametrul mediu al granulelor

dg=005m

ηv=ηam=1910-6 Kgms

G= 437991271257 ∙ 3600

=968 kg m2 s

real=G ∙ dgηv

=978 ∙ 005

19 ∙10minus6=2573684

Sc=ηv

ρ v ∙D SO2minusg

= 19∙ 10minus6

1014 ∙ 14466 ∙10minus5=1295

sh=c ∙ real059 ∙ Sc033

unde c=069

Sh=069∙ 2573684059∙ 1295033=300694

Sh=KV ∙ dgDS 04minusg

=iquest K v=Sh ∙ DSO4minusg

dg=300694 ∙14466 ∙ 10minus5

005=0087 m3m2 s

Debitul absorbit de SO2(N)

N=K vsdotSsdotDc

unde Kv= coeficient de transfer de masă

S= suprafata de transfer

Dc= forta motricea procesului de transfer de masă

Dy m=( y1minus y1

iquest )minus( y2minus y2iquest )

ln( y1minus y1

iquest )( y2minus y2

iquest )

unde y1y2= concentraţiile la baza coloanei si la vacircrful coloanei

y=concentratia gazului in echilibru cu x

( yminus yiquest) =diferenta medie logaritmica a diferentei de concentratie

Transferul de masă esteurmat de o reactie chimică ireversibilă si de aceea

( y1

iquestiquest y2iquest =0)

Dy m=( y1minus y2)

lny1

y2

y1= ySO2

(4 )

y2= ySO2

(6 ) =0 00007

DM i(4) =(G i

(4 )

M i)

DM N2

( 4 ) =3049398828

=1089071 kmoli h

DAr( 4 )= 49553

40=12388 kmoli h

DO2

( 4 )=181836432

=56824 kmoli h

DSO2

( 4 ) =1347564

=2105 kmoli h

DCO2

( 4 ) =952343344

=216442 kmoli h

DM T( 4 ) =13768 kmoli h

ySO2

( 4) =DM SO2

( 4 )

DM T(4 ) = 2105

13768=0001529

D y m=( y1minus y2 )

lny1

y2

=(0001529minus000007 )

ln0001529000007

=0000473

Dc=D y m∙ρv

M (6 )=0000473 ∙

10142973448

=1613∙ 10minus5

N=DM S O2

(4 ) minusDM SO2

(6 ) =2105minus105=20 kmoli h

N=K v ∙ S ∙ D c=20 kmoli h

S= NK v ∙ 3600∙ Dc

= 20

0087 ∙3600 ∙ 1613∙ 10minus5=395889 m2

Volumul umpluturii

V u=Sag

=39588995

=4167 m3

Inaltimea umpluturii

H u=V u

Areal

=41671257

=332

Hu se aproximeaza la 35 m

Debitul volumetric de gaze

Gv=DM T(6 ) ∙ V m

0 ∙TT 0

=1373607 ∙224 ∙358273

=403488251 m3h

Amin=Gv

v i ∙3600= 403488251

3600∙1073=10445 m3h

Dmin=radic 4 ∙ Amin

π=radic 4 ∙10445

π=364 m

Pentru diametre mai mari de 2 valorile se aleg din 05 icircn 05 m

Deci Dmin=4 m

Aria reala este

Areala=π D2

4=π ∙ 42

4=1257 m2

2 Calculul suprafetei de transfer şi a volumului de umplutură

Coeficientul de difuzie

Dso2minusg=43 ∙ 10minus7

∙T

32

P(V A

13 +V B

13)2 ∙radic 1

M A

+1

M B

[m2 s ]

unde

T- temperatura [K]

p- presiunea p = 1 atm

VA VB-volume molare la punctul normal de fierbere[cm3mol]

Consideram ca A este amestecul gazos din punctul de bilant (6) iar B= SO2

V SO2=44 8 cm3 iquestmol

V Ar=29 8 cm3 mol

V N2=31 2 cm3 iquestmol

V H2

O =18 9 cm3 iquestmol

V CO2=34 4 cm3iquestmol

V O2=25 6 cm3iquest mol

Coeficientul de difuzie se considera pentru amestecul din punctul (6)

V A=sum y isdotV i

V B=V SO2=44 8 cm3 iquestmol

V Ar=0 0086sdot29 8 =0 25628 cm3 mol iquest

V N2=0 755sdot31 2 =23 556 cm3 iquestmol iquest

V H2

O =0 047sdot18 9 =0 8883 cm3 iquestmol iquestiquestV CO2=0 144sdot34 4 =4 9536 cm3 iquestmol iquestiquestiquestV O

2=0 043sdot25 6 =1 1008 cm3 iquestmol iquestiquestiquestiquestV A =30 75498 cm3iquestmol

M A=M (6)=29 73448 kgM B=M SO2

=64 Kg

Dso2minusg=43 ∙10minus7

∙358

32

1(307549813 +448

13 )2

∙radic 12973448

+1

64 [m2 s ]

DSO2minusg=1 4466sdot10minus5 [ m2iquest s ]

Re=Gsdotdgηv

G=GT

(6)

Arealsdot3600 Kg m2 s

Diametrul mediu al granulelor

dg=005m

ηv=ηam=1910-6 Kgms

G= 437991271257 ∙ 3600

=968 kg m2 s

real=G ∙ dgηv

=978 ∙ 005

19 ∙10minus6=2573684

Sc=ηv

ρ v ∙D SO2minusg

= 19∙ 10minus6

1014 ∙ 14466 ∙10minus5=1295

sh=c ∙ real059 ∙ Sc033

unde c=069

Sh=069∙ 2573684059∙ 1295033=300694

Sh=KV ∙ dgDS 04minusg

=iquest K v=Sh ∙ DSO4minusg

dg=300694 ∙14466 ∙ 10minus5

005=0087 m3m2 s

Debitul absorbit de SO2(N)

N=K vsdotSsdotDc

unde Kv= coeficient de transfer de masă

S= suprafata de transfer

Dc= forta motricea procesului de transfer de masă

Dy m=( y1minus y1

iquest )minus( y2minus y2iquest )

ln( y1minus y1

iquest )( y2minus y2

iquest )

unde y1y2= concentraţiile la baza coloanei si la vacircrful coloanei

y=concentratia gazului in echilibru cu x

( yminus yiquest) =diferenta medie logaritmica a diferentei de concentratie

Transferul de masă esteurmat de o reactie chimică ireversibilă si de aceea

( y1

iquestiquest y2iquest =0)

Dy m=( y1minus y2)

lny1

y2

y1= ySO2

(4 )

y2= ySO2

(6 ) =0 00007

DM i(4) =(G i

(4 )

M i)

DM N2

( 4 ) =3049398828

=1089071 kmoli h

DAr( 4 )= 49553

40=12388 kmoli h

DO2

( 4 )=181836432

=56824 kmoli h

DSO2

( 4 ) =1347564

=2105 kmoli h

DCO2

( 4 ) =952343344

=216442 kmoli h

DM T( 4 ) =13768 kmoli h

ySO2

( 4) =DM SO2

( 4 )

DM T(4 ) = 2105

13768=0001529

D y m=( y1minus y2 )

lny1

y2

=(0001529minus000007 )

ln0001529000007

=0000473

Dc=D y m∙ρv

M (6 )=0000473 ∙

10142973448

=1613∙ 10minus5

N=DM S O2

(4 ) minusDM SO2

(6 ) =2105minus105=20 kmoli h

N=K v ∙ S ∙ D c=20 kmoli h

S= NK v ∙ 3600∙ Dc

= 20

0087 ∙3600 ∙ 1613∙ 10minus5=395889 m2

Volumul umpluturii

V u=Sag

=39588995

=4167 m3

Inaltimea umpluturii

H u=V u

Areal

=41671257

=332

Hu se aproximeaza la 35 m

Consideram ca A este amestecul gazos din punctul de bilant (6) iar B= SO2

V SO2=44 8 cm3 iquestmol

V Ar=29 8 cm3 mol

V N2=31 2 cm3 iquestmol

V H2

O =18 9 cm3 iquestmol

V CO2=34 4 cm3iquestmol

V O2=25 6 cm3iquest mol

Coeficientul de difuzie se considera pentru amestecul din punctul (6)

V A=sum y isdotV i

V B=V SO2=44 8 cm3 iquestmol

V Ar=0 0086sdot29 8 =0 25628 cm3 mol iquest

V N2=0 755sdot31 2 =23 556 cm3 iquestmol iquest

V H2

O =0 047sdot18 9 =0 8883 cm3 iquestmol iquestiquestV CO2=0 144sdot34 4 =4 9536 cm3 iquestmol iquestiquestiquestV O

2=0 043sdot25 6 =1 1008 cm3 iquestmol iquestiquestiquestiquestV A =30 75498 cm3iquestmol

M A=M (6)=29 73448 kgM B=M SO2

=64 Kg

Dso2minusg=43 ∙10minus7

∙358

32

1(307549813 +448

13 )2

∙radic 12973448

+1

64 [m2 s ]

DSO2minusg=1 4466sdot10minus5 [ m2iquest s ]

Re=Gsdotdgηv

G=GT

(6)

Arealsdot3600 Kg m2 s

Diametrul mediu al granulelor

dg=005m

ηv=ηam=1910-6 Kgms

G= 437991271257 ∙ 3600

=968 kg m2 s

real=G ∙ dgηv

=978 ∙ 005

19 ∙10minus6=2573684

Sc=ηv

ρ v ∙D SO2minusg

= 19∙ 10minus6

1014 ∙ 14466 ∙10minus5=1295

sh=c ∙ real059 ∙ Sc033

unde c=069

Sh=069∙ 2573684059∙ 1295033=300694

Sh=KV ∙ dgDS 04minusg

=iquest K v=Sh ∙ DSO4minusg

dg=300694 ∙14466 ∙ 10minus5

005=0087 m3m2 s

Debitul absorbit de SO2(N)

N=K vsdotSsdotDc

unde Kv= coeficient de transfer de masă

S= suprafata de transfer

Dc= forta motricea procesului de transfer de masă

Dy m=( y1minus y1

iquest )minus( y2minus y2iquest )

ln( y1minus y1

iquest )( y2minus y2

iquest )

unde y1y2= concentraţiile la baza coloanei si la vacircrful coloanei

y=concentratia gazului in echilibru cu x

( yminus yiquest) =diferenta medie logaritmica a diferentei de concentratie

Transferul de masă esteurmat de o reactie chimică ireversibilă si de aceea

( y1

iquestiquest y2iquest =0)

Dy m=( y1minus y2)

lny1

y2

y1= ySO2

(4 )

y2= ySO2

(6 ) =0 00007

DM i(4) =(G i

(4 )

M i)

DM N2

( 4 ) =3049398828

=1089071 kmoli h

DAr( 4 )= 49553

40=12388 kmoli h

DO2

( 4 )=181836432

=56824 kmoli h

DSO2

( 4 ) =1347564

=2105 kmoli h

DCO2

( 4 ) =952343344

=216442 kmoli h

DM T( 4 ) =13768 kmoli h

ySO2

( 4) =DM SO2

( 4 )

DM T(4 ) = 2105

13768=0001529

D y m=( y1minus y2 )

lny1

y2

=(0001529minus000007 )

ln0001529000007

=0000473

Dc=D y m∙ρv

M (6 )=0000473 ∙

10142973448

=1613∙ 10minus5

N=DM S O2

(4 ) minusDM SO2

(6 ) =2105minus105=20 kmoli h

N=K v ∙ S ∙ D c=20 kmoli h

S= NK v ∙ 3600∙ Dc

= 20

0087 ∙3600 ∙ 1613∙ 10minus5=395889 m2

Volumul umpluturii

V u=Sag

=39588995

=4167 m3

Inaltimea umpluturii

H u=V u

Areal

=41671257

=332

Hu se aproximeaza la 35 m

ηv=ηam=1910-6 Kgms

G= 437991271257 ∙ 3600

=968 kg m2 s

real=G ∙ dgηv

=978 ∙ 005

19 ∙10minus6=2573684

Sc=ηv

ρ v ∙D SO2minusg

= 19∙ 10minus6

1014 ∙ 14466 ∙10minus5=1295

sh=c ∙ real059 ∙ Sc033

unde c=069

Sh=069∙ 2573684059∙ 1295033=300694

Sh=KV ∙ dgDS 04minusg

=iquest K v=Sh ∙ DSO4minusg

dg=300694 ∙14466 ∙ 10minus5

005=0087 m3m2 s

Debitul absorbit de SO2(N)

N=K vsdotSsdotDc

unde Kv= coeficient de transfer de masă

S= suprafata de transfer

Dc= forta motricea procesului de transfer de masă

Dy m=( y1minus y1

iquest )minus( y2minus y2iquest )

ln( y1minus y1

iquest )( y2minus y2

iquest )

unde y1y2= concentraţiile la baza coloanei si la vacircrful coloanei

y=concentratia gazului in echilibru cu x

( yminus yiquest) =diferenta medie logaritmica a diferentei de concentratie

Transferul de masă esteurmat de o reactie chimică ireversibilă si de aceea

( y1

iquestiquest y2iquest =0)

Dy m=( y1minus y2)

lny1

y2

y1= ySO2

(4 )

y2= ySO2

(6 ) =0 00007

DM i(4) =(G i

(4 )

M i)

DM N2

( 4 ) =3049398828

=1089071 kmoli h

DAr( 4 )= 49553

40=12388 kmoli h

DO2

( 4 )=181836432

=56824 kmoli h

DSO2

( 4 ) =1347564

=2105 kmoli h

DCO2

( 4 ) =952343344

=216442 kmoli h

DM T( 4 ) =13768 kmoli h

ySO2

( 4) =DM SO2

( 4 )

DM T(4 ) = 2105

13768=0001529

D y m=( y1minus y2 )

lny1

y2

=(0001529minus000007 )

ln0001529000007

=0000473

Dc=D y m∙ρv

M (6 )=0000473 ∙

10142973448

=1613∙ 10minus5

N=DM S O2

(4 ) minusDM SO2

(6 ) =2105minus105=20 kmoli h

N=K v ∙ S ∙ D c=20 kmoli h

S= NK v ∙ 3600∙ Dc

= 20

0087 ∙3600 ∙ 1613∙ 10minus5=395889 m2

Volumul umpluturii

V u=Sag

=39588995

=4167 m3

Inaltimea umpluturii

H u=V u

Areal

=41671257

=332

Hu se aproximeaza la 35 m

y1= ySO2

(4 )

y2= ySO2

(6 ) =0 00007

DM i(4) =(G i

(4 )

M i)

DM N2

( 4 ) =3049398828

=1089071 kmoli h

DAr( 4 )= 49553

40=12388 kmoli h

DO2

( 4 )=181836432

=56824 kmoli h

DSO2

( 4 ) =1347564

=2105 kmoli h

DCO2

( 4 ) =952343344

=216442 kmoli h

DM T( 4 ) =13768 kmoli h

ySO2

( 4) =DM SO2

( 4 )

DM T(4 ) = 2105

13768=0001529

D y m=( y1minus y2 )

lny1

y2

=(0001529minus000007 )

ln0001529000007

=0000473

Dc=D y m∙ρv

M (6 )=0000473 ∙

10142973448

=1613∙ 10minus5

N=DM S O2

(4 ) minusDM SO2

(6 ) =2105minus105=20 kmoli h

N=K v ∙ S ∙ D c=20 kmoli h

S= NK v ∙ 3600∙ Dc

= 20

0087 ∙3600 ∙ 1613∙ 10minus5=395889 m2

Volumul umpluturii

V u=Sag

=39588995

=4167 m3

Inaltimea umpluturii

H u=V u

Areal

=41671257

=332

Hu se aproximeaza la 35 m

H u=V u

Areal

=41671257

=332

Hu se aproximeaza la 35 m