может применяться и в циркуляционных способах. Области приме­ нения разных схем абсорбции описаны ниже.

Применение рециркуляции позволяет увеличить скорость аб­ сорбции в тех случаях, когда коэффициент массопередачи зависит от плотности орошения; увеличить поверхность массообмена (если в схеме на рис. И-5, а насадка смачивается не полностью) и, следо­ вательно, уменьшить высоту абсорбера. Кроме того, при такой схеме можно полнее использовать хемосорбент, если реакция про­ текает медленно. Однако, если равновесное давление растворенного газа над насыщенным раствором не равно нулю (обратимая реакция), то схема на рис. Н-5, а не позволяет полностью извлекать примеси из газовой смеси, так как очищенный газ вверху абсорбера контак­ тирует с «грязным» абсорбентом.

Циркуляционные процессы

Циркуляционные (или абсорбционно-десорбционные) процессы отличаются от разомкнутых процессов наличием замкнутого цикла абсорбента. Простейшая характерная схема абсорбционно-десорб- ционного цикла приведена на рис. II-6 . Растворитель, насыщенный

6

Рис, II.6 . Технологические схемы циркуляционных процессов при абсорбции под давлением:

пает в десорбер (регенератор) 3, где происходит обратный процесс — выделение растворенного газа, после чего абсорбент поступает вновь на абсорбцию.

Десорбция осуществляется за счет сдвига равновесия газ — жидкость в сторону уменьшения растворимости газа. Это достигается одним из следующих способов (или их сочетанием):

2 ) снижением парциального давления газа над раствором, что достигается отдувкой газа каким-либо другим газом либо отдувкой парами абсорбента (например, при его кипении);

3) повышением температуры, чток в подавляющем большинстве практически важных случаев приводит к снижению растворимости. Исключением является абсорбция аргона и метана жидким амми­ аком. Растворимость газов в данном случае увеличивается при повышении температуры, поэтому десорбцию проводят при охла­ ждении аммиака.

Преимуществами циркуляционных методов являются снижение расхода абсорбента (восполняются только его потери), возмож­ ность выделения в чистом виде хорошо растворимых газов. Однако при этом возрастает расход энергии и усложняется аппаратурно­ технологическое оформление процесса.

Примеры циркуляционных процессов весьма разнообразны. К ним относятся, в частности, большинство процессов очистки газов от двуокиси углерода и очистка газа от окиси углерода медноаммиач­ ными растворами.

Технологические схемы циркуляционных процессов включают кроме абсорбера и десорбера разнообразное оборудование, причем число десорберов может достигать 3—4. Это вызвано либо необхо­ димостью селективного выделения различных газов за счет посте­ пенного сброса давления или постепенного нагрева, либо необхо­ димостью глубокой регенерации. Соответственно могут применяться более сложные циклы абсорбента, частичная рециркуляция газовых потоков, что часто необходимо для полного разделения смесей.

Если регенерация абсорбента производится при нагревании, в схему включается оборудование для подвода тепла к системе (кипя­ тильники), для его отвода от системы (холодильники, конденсаторы), для рекуперации тепла (теплообменники). Ряд усложнений схемы вызывается необходимостью снижения энергии на процесс (рис. Н-4, б).

Технологическое оформление циркуляционных процессов сильно зависит от физико-химических особенностей процесса.

Так, при физической абсорбции относительно малая раствори­ мость и близкая к линейной зависимость ее от давления приводят к необходимости проводить абсорбцию под давлением. Чем выше давление, тем экономичнее процессы физической абсорбции. По этой же причине десорбцию выгоднее вести не при нагревании, а пу­ тем сброса давления (или отдувкой).

Ввиду относительно малой растворимости газов расход электро­ энергии на циркуляции абсорбента при физической абсорбции сравнительно велик. Он снижается при проведении физической абсорбции при пониженных температурах. Характерным примером такого процесса"является очистка газа от С 02 и других примесей холодным метанолом (см. гл. IV).

При циркуляционном процессе физической абсорбции трудно достичь тонкой очистки, так как наличие даже небольшого

количества растворенного газа в регенерированном растворе при­ водит к существенному увеличению его давления над раствором.

Для процессов физической абсорбции характерна сравнительно малая селективность растворителя по отношению к извлекаемому газу. Это приводит либо к потерям малорастворимого газа (и соот­ ветственно к загрязнению им хорошо растворимого газа), либо к необходимости усложнять технологическую схему.

Вследствие линейной зависимости растворимости газа от его давления при физической абсорбции количество циркулирующей жидкости в этом случае теоретически не зависит от концентрации извлекаемого компонента в исходном газе, так как с увеличением количества извлекаемого газа возрастает его парциальное давление, а следовательно, и поглотительная способность раствора. Повыше­ ние концентрации примеси приводит к увеличению высоты абсор­ бера либо (при заданной высоте) к незначительному возрастанию циркуляции раствора. Поэтому при физической абсорбции возможна рециркуляция газовых потоков после промежуточной десорбции с подачей их вновь в абсорбер.

Особенности технологического оформления процессов физической абсорбции* иллюстрируются на примере процесса водной очистки от СО2 (см. гл. IV).

Для химической абсорбции характерны следующие особенности: 1 ) возможность абсорбции при низком парциальном давлении извлекаемого газа вследствие более высокой поглотительной способ­

ности раствора; 2 ) относительно низкая циркуляция раствора и соответственно

малый расход электроэнергии;

3)регенерация, как правило, путем нагревания (либо в сочетании со сбросом давления) вследствие резкого уменьшения растворимости

сростом температуры, при этом относительно велик расход тепла на десорбцию;

4)поскольку регенерация проводится часто при кипении абсор­ бента, его пары играют роль десорбирующего агента;

5)достижение весьма тонкой очистки;

6 ) более высокая селективность абсорбента и, следовательно, отсутствие рециркуляции газовых потоков;

7) возрастание коррозии и протекание побочных реакций, что обусловлено применением повышенных температур и щелочных реагентов — сильных и слабых электролитов;

8) возрастание расхода энергии при увеличении количества извлекаемого компонента.

Таким образом, в целом технологическое оформление процесса физической абсорбции проще, чем процесса хемосорбции. При повы­ шенных давлениях, пониженных температурах и грубой очистке физическая абсорбция потребляет меньше энергии. В этих случаях она является предпочтительной.

При высоком парциальном давлении примеси и в случае необ­ ходимости тонкой очистки целесообразно применять двухступенча­

тые схемы, включающие физическую абсорбцию в первой ступени (грубая очистка) с регенерацией абсорбента путем снижения давле­ ния и хемосорбцию во второй ступени. Применяются и трехступен­ чатые схемы очистки, например в схемах производства аммиака с применением глубокого охлаждения. В качестве третьей ступени очистки от СО2 используется, например, тонкая очистка раство­ рами NaOH.

Технологические схемы циркуляционных процессов весьма раз­ нообразны. Так, в стадии абсорбции, кроме схем, показанных на рис. Н-5 и И-6 , используются и другие. Могут применяться схемы абсорбции с двумя и большим числом потоков абсорбента. Обычно верхний поток охлаждают до более низкой температуры или глубже регенерируют. Такие схемы позволяют в ряде случаев добиться более тонкой очистки и одновременно сократить расход энергии на регенерацию, сократить циркуляцию абсорбента, упростить схему (заменив двухступенчатую очистку одноступенчатой). Применяются схемы абсорбции с отводом тепла абсорбции (неадиабатическая абсорбция), что способствует увеличению поглотительной способности абсорбента.

В стадии регенерации, так же как и в стадии абсорбции, при­ меняются схемы с разделенными потоками абсорбента, позволяющие снизить расход тепла (см. гл. IV).

АБСОРБЕНТЫ ДЛЯ ОЧИСТКИ ГАЗОВ

К физико-химическим свойствам абсорбентов, применяемых для очистки газов, предъявляется ряд требований.

Абсорбционная емкость растворителя. Решающим свойством растворителя являются растворимость в нем основного извлека­ емого компонента и её зависимость от температуры и давления. От растворимости зависят все главные показатели процесса: циркуля­ ция абсорбента, расход тепла на десорбцию газа, расход электро­ энергии, условия регенерации (десорбции), габариты аппаратов.

Селективность растворителя характеризуется отношением между растворимостями извлекаемого газа а 2 и наиболее близкого к нему по растворимости a i компонента очищаемого газа (при одинаковых температурах,и парциальных давлениях):

От селективности растворителя зависят потери менее раствори­ мого газа при абсорбции, возможность полного разделения смеси, особенности технологической схемы и ряд расходных коэффициентов.

Давление насыщенных паров. При температуре абсорбции давле­ ние паров должно быть невелико во избежание потерь растворителя, а температура кипения растворителя соответственно достаточно велика. Промывка газов водой (или другие способы улавливания

паров и брызг) необходима почти во всех случаях, но при высоком давлении насыщенных паров она связана с усложнением схемы, расходом тепла на отгонку воды из рабочего раствора (или на ректи­ фикацию промывных вод). Требования к давлению насыщенных паров растворителя зависят от давления, при котором проводится абсорб­ ция, от его концентрации (если растворитель используется в виде водного раствора).

В некоторых случаях возможно применение весьма летучих абсорбентов (водные растворы аммиака, метанол). Это бывает оправ­ дано только при понижении температуры абсорбции или повышении давления, особенно в сочетании с конкретной схемой производства. Так, абсорбция холодным метанолом проводится при —50 °С (см. гл. IV), а очищенный газ поступает в блок глубокого охлаждения. В ряде случаев при очистке газа от микропримесей растворами, содержащими аммиак, очищенный газ поступает на синтез аммиака.

Температура кипения в значительной мере определяется требо­ ваниями к давлению насыщенных паров растворителя, поэтому оптимальная температура кипения абсорбента должна быть выше

150°С.

Вряде случаев, особенно при хемосорбции, очень высокая тем­ пература кипения абсорбента, т. е. чрезмерно малое давление'насы­ щенных паров, нежелательна. При накоплении в рабочем растворе примесей (продуктов побочных реакций, примесей, попавших с очи­ щаемым газом) целесообразна разгонка (ректификация) абсорбента.

Чрезмерно высокая температура кипения растворителя приводит к необходимости либо сильно повышать температуру разгонки, либо проводить ее в условиях глубокого вакуума.

Практически широкое распространение получили растворители, температура кипения которых 170—200 °С и давление насыщенных паров при 30 °С до 13,33 Па (0,1 мм рт. ст.).

Температуру плавления необходимо учитывать при выборе тем­ пературы абсорбции и условий хранения абсорбента. Смеси раство­ рителей (в том числе водные растворы) имеют более низкую темпе­ ратуру плавления, что позволяет использовать растворители с высокой температурой плавления.

Плотность обычно мало сказывается на возможности применения абсорбента, однако при прочих равных условиях желательно исполь­ зовать абсорбенты меньшей плотности.

Вязкость влияет на скорость тепло- и массопер'едачи и соответ­ ственно на габариты аппаратов и расход электроэнергии при пере­ качивании раствора. Поэтому при прочих равных условиях исполь­ зуются абсорбенты минимальной вязкости.

Термохимическая устойчивость. В условиях циклических абсорб­

в течение 6—18 мес. (в зависимости от потерь). В связи с этим к термо­ химической устойчивости абсорбента предъявляются высокие тре­ бования, поэтому при выборе абсорбента необходимо учитывать

даже весьма медленно протекающие побочные реакции (взаимодей­ ствие с компонентами исходного газа, гидролиз и др.).

К другим требованиям, предъявляемым к абсорбентам, относятся низкая коррозионная активность и невысокая стоимость.

ОСНОВЫ ТЕХНОЛОГИЧЕСКОГО РАСЧЕТА И ТЕРМОДИНАМИЧЕСКОЙ ОПТИМИЗАЦИИ АБСОРБЦИОННЫХ

ПРОЦЕССОВ

При расчете абсорбционного процесса обычно задают параметры очищаемого газа (давление, температуру, состав) и требования к очищенному газу.

Технологический расчет выполняется методом последовательного приближения. На первом этапе расчета используются только данные материального и энергетического баланса и данные о термодинами­ ческом равновесии. При этом сведения о кинетике и данные об аппа­ ратурном оформлении входят в расчет лишь в самом общем виде

работы абсорбера (и давление в нем, если оно не задано);фавновесная линия абсорбера;» рабочая линия абсорбера; •число теоретических тарелок; расход электроэнергии на циркуляцию раствора; необ­ ходимая степень регенерации, давление, температура и число сту­ пеней регенерации; равновесная и рабочая линия в регенераторах и число теоретических тарелок; схема циркуляции раствора и схема газовых потоков;,степень очистки газа, потери полезных компонен­ тов, степень чистоты извлекаемого газа; режим работы теплообмен­ ной аппаратуры; расход тепла на регенерацию;.потери абсорбента с отходящими газовыми потоками.

Далее на втором этапе производится расчет массо- и теплообмен­ ной аппаратуры, включающий выбор типа аппаратов, гидродинами­ ческий расчет, расчет кинетики процессов и габаритов аппаратов.

На третьем этапе, в зависимости от результатов расчета на первщх двух этапах, уточняются технологические параметры. По существу третий этап — это оптимизация технологического режима, техноло­ гической схемы и аппаратурного оформления процесса с целью определения условий, обеспечивающий минимум приведенных затрат.

Если при первоначальном расчете энергетические затраты суще­ ственно превышают капитальные и другие виды затрат, то в первую очередь исследуют возможность снижения энергетических затрат. Аналогично поступают, когда определяющими являются какие-либо другие виды затрат. Для этого, целесообразно провести термодина­ мический анализ процесса [15, 16] с целью определения степени его термодинамического совершенства, источников потерь, возможностей

Расход энергии на циркуляцию абсорбента определяют по урав­ нению:

В общем случае (физическая абсорбция или обратимая хими­ ческая реакция), когда равновесное давление Р*2 =£ 0 , величину Lm определяют из уравнения материального баланса (11,24):

где Х2 , н—растворимость газа 2 в абсорбенте при температуре и парциальном давлении Я2, н извлекаемого газа на входе в абсорбер.

Эту растворимость находят из равновесных данных. Величина Р 2>н = Ру2,н (здесь Р — давление в абсорбере; z/2iH — концентра­ ция извлекаемого компонента газа на входе в абсорбер, или точнее в газе, находящемся в контакте с раствором, выходящим из абсор­ бера).

Температура внизу абсорбера зависит от величины a;2tH. В общем случае растворимость газа 2 рассчитывают методом последователь­

величины x2tfi и т. д. ].

Равновесная линия абсорбера (зависимость у2 от х2 при перемен­ ной температуре, соответствующей профилю изменения температуры по высоте абсорбера) строится следующим образом. По уравнению (11,25), или более точно по полному балансу энтальпий, находят зависимость температуры раствора от концентрации х2. Затем по равновесным данным для каждой величины х2 и t находят значе­ ние Р\ и yl = РУР (где Р — давление в абсорбере).

Соотношение жидкость газ L1G в абсорбере, где G — общее количество газа на входе в абсорбер, можно найти следующим обра­ зом. С учетом того, что

При разомкнутых процессах обычно x2tB ^ 0, при циркуляционных процессах x2tB ^ x2tP (концентрация газа в регенерированном рас­ творе).

где т = 1/2 , н/яг, н — константа фазового равновесия для условий низа абсор­ бера (или в точке вывода насыщенного раствора из абсорбера).

В большинстве процессов физической абсорбции величина Кф мало зависит от состава раствора и давления, поэтому

т. е. объем циркуляции физического абсорбента не зависит от коли­ чества извлекаемого газа и определяется значениями коэффициента Генри и давления абсорбции. Следовательно, расход энергии на единицу объема извлекаемого газа тем меньше, чем больше его концентрация в смеси. В этом заключается преимущество физической абсорбции.

При химической абсорбции вместо Кф (или КТ) используется

довательно, и условиями десорбции. Таким образом, минимальное парциальное давление примеси в очищенном газе

При равновесии внизу десорбера

выходе из десорбера; К г, р — коэффициент Генри для условий низа десорбера.

Тогда

Если температура в верхней части абсорбера и нижней части десорбера одинакова, то К г,в = Кг,? и

без нагрева, вакуумирования и без отдува каким-либо газом (т. е.

В тех случаях, когда десорбция проводится при нагревании, уравнение (11,36) с учетом зависимости коэффициента Генри от температуры [см. уравнение (1 1 ,6 )] примет вид:

Уравнение (11,38) позволяет при заданных степени очистки, темпе­ ратуре и давлении в абсорбере выбрать давление и температуру регенерации. Практически концентрация примеси в очищенном газе

70—80%, при хемосорбции она сильно зависит от скорости хими­ ческой реакции. При тонкой очистке желательно, чтобы г|в>а ^ ОД, т. е. чтобы y l t в ^ 0,lz/2tB. В этом случае движущая сила процесса абсорбции практически не зависит от равновесного давления в верх­ ней части абсорбера. Степень приближения к равновесию в нижней части десорбера обычно выше, чем в абсорбере, особенно при повы­ шенной температуре. Поэтому можно принимать т]„,р = 0,8—1.

Количество менее растворимого газа (компонент 1), поглощаемое в абсорбере, зависит, как было указано выше, от его селективности. Чем выше коэффициент селективности, тем меньше потери очища­ емого газа и соответственно степень загрязнения извлекаемого компонента 2 менее растворимым компонентом 1 .

Количество растворителя, подаваемого на абсорбцию, опре­ деляется уравнением (11,32), поэтому максимальное количество менее растворимого компонента 6?lfP, которое может содержаться

в насыщенном растворе, выходящем из абсорбера, равно (при усло­ вии достижения равновесия по компоненту 1 )

где 2/i — максимальная концентрация в газе менее растворимого компонента.

Доля б менее растворимого компонента, уносимого с абсорбентом вследствие растворения, составит по отношению к общему его коли­ честву

Таким образом, если y t ^ у lt н (когда величина у2мала) и т) ->■ 1, то § = 1/С. Величина 1/С характеризует возможную потерю менее растворимого компонента с хорошо растворимым компонентом. Соответственно она позволяет рассчитать степень загрязнения извле­ каемого газа, а также оценить целесообразность и необходимость усложнения технологической схемы для снижения потерь менее растворимого компонента.

Если на абсорбцию подается очень большой избыток раствори­ теля по сравнению с необходимым по равновесию (т. е. величина г)„,а мала), потеря менее растворимого газа (например, водорода) возрастает. Кроме того, существенное влияние на эффективность селективного разделения газов оказывает различие в скорости абсорбции газов.

Когда селективность растворителя недостаточна, то для умень­ шения потерь разделяемых газов и получения их в чистом виде используется промежуточная десорбция с рециркуляцией десорби­ рованных газов. Однако это связано с дополнительным расходом электроэнергии и усложнением технологической схемы. Рециркуля­ ция газов промежуточной десорбции целесообразна лишь при физи­ ческой абсорбции, когда изменение парциального давления газов не оказывает существенного влияния на соотношение жидкость — газ.

Обычно хемосорбенты являются более селективными; при этом чем ниже давление абсорбции, тем выше селективность.

Селективная абсорбция может также осуществляться за счет различия в скоростях абсорбции. В этом случае селективное извле­ чение одного из компонентов возможно, например, вследствие боль­ шой скорости химического взаимодействия или каталитического ускорения одной из реакций.

Существуют и другие варианты. В частности, когда скорость абсорбции одного из компонентов газовой смеси лимитируется скоростью диффузии в жидкой фазе, а другого — скоростью диф­ фузии в газовой фазе, для селективного извлечения одного из ком­

в верхней части десорбера определяют аналогично количеству отдувочных паров:

Количество отдувочцого газа (или пара) G0TA, необходимое ддя де­ сорбции, можно определить по уравнению, аналогичному уравнению (1 1 ,33), исходя из условий равновесия в верхней части десорбера

где Gp = G2t р + £ 0тд — количество газа, выходящего через верх десорбера’ равное сумме количества газа, десорбируемого в данном десорбере G2t р, и отдувочного агента £ 0тд’, т]в. р—степень достижения равновесия в верхней части десорбера.

Расход электроэнергии на отдувку равен для N в кВт*ч

^ = 0,123(?отд lg (P i/^ 2)

где бготд — в м3; Р х и Р 2 — давление внизу и вверху десорбера.

Из уравнений (11,32) и (11,45) следует, что при одинаковых тем­ пературах абсорбера и десорбера, т. е. при одинаковых значениях Кг

и Кф

Следовательно, чем выше давление в абсорбере, концентрация при­ меси в очищаемом газе и степень приближения к равновесию в аб­ сорбере, тем меньше Сготд.

Если при расчете по уравнению (11,46) величина Сохд ^ 0, то отдувочный агент необходим лишь для сдвига равновесия в нижней части десорбера.

Наиболее сложным случаем является десорбция нескольких газов при нагревании. В этом случае десорбция каждого из компо­ нентов облегчается Наличием других компонентов, выполняющих функцию десорбирующих агентов. В результате температура де­ сорбции ниже (или степень десорбции выше), чем при десорбции одного растворенного газа. Это наблюдается, например, при аб­ сорбции сероводорода и органических сернистых соединений раз­ личными растворителями из газов, содержащих двуокись углерода. В извлечении двуокиси углерода нет необходимости, однако нали­ чие СО2 в растворе облегчает десорбцию сернистых соединений и позволяет соответственно увеличить степень очистки газа от сер­ нистых соединений.

Приведенные соотношения основаны на расчете условий равно­ весия на концах аппаратов. Однако при криволинейных равно­ весных и рабочих линиях возможны случаи, когда процесс

(а следовательно, и количеством парогазовой смеси в нижнем сечении регенератора), затем по тепловому балансу участка (с произвольно выбранной величиной х2) рассчитывают количество парогазовой смеси на выходе из этого участка.

Результаты построения рабочей и равновесной линий позволяют судить о возможных направлениях усовершенствования процесса. Так, малое число теоретических тарелок (большая движущая сила) указывает на то, что аппараты могут быть небольшой высоты. Однако это же свидетельствует о необратимости процесса (высокий расход энергии). Более детальный анализ позволяет найти пути снижения расхода энергии.

КИНЕТИКА ФИЗИЧЕСКОЙ АБСОРБЦИИ

При расчете кинетики процесса физической абсорбции 'обычно используют уравнение массопередачи:

Для расчета количества поглощенного компонента у надо знать коэффициент массопередачи К г, поверхность контакта а и движущую силу у — у*. В уравнении (11,47) К г отнесен к концентрации компо­ нента в газе и измеряется в кмоль/(м2 *ч*кмоль/м3) или м/ч; вели­ чина а выражена в м2/м3, концентрации у и у* — в кмоль/м3 (у — фактическая концентрация передаваемого компонента в газе; у* — концентрация компонента в газе, равновесная с составом жидкой фазы).

Коэффициент массопередачи К т и количество передаваемого вещества / могут быть выражены через коэффициенты массоотдачи

Указанные концентрации связаны между собой через константу фазового равновесия /гг, выраженную в м3 жидкости на м3 газа

Из уравнения (11,48) следует, что общее сопротивление массопередаче 1 1КГ представляет собой сумму сопротивлений в газовой (1 /рг) и жидкой (т/рж) фазах. Доля фазовых сопротивлений в общем сопро­ тивлении массопередаче зависит от кинетических коэффициентов рг и’рж; большое влияние оказывает также^константа фазового равно­ весия. При уменьшении т (т. е. при увеличении растворимости) доля сопротивления в газовой фазе возрастает.

Как видно цз уравнений (11,47)—(11,49), для их практического использования нужны значения рг, рж, а. Теоретический расчет коэффициентов массоотдачи, основанный на решении уравнения

конвективной диффузии, возможен лишь для простых случаев дви­ жения жидкости. Поэтому на практике приходится либо обращаться к эмпирическим данным (подробные практические рекомендации по расчету коэффициентов К г, рг, рж даны в работе [17]), либо исполь­ зовать полуэмпирический аппарат теории подобия [17, 18]. В пос­ леднем случае обычно представляют зависимость критерия Нуссельта от определяющих критериев Рейнольдса, Прандтля и др. и симплек­ сов геометрического подобия в виде степенной функции.

Поскольку для некоторых массообменных аппаратов определе­ ние поверхности контакта связано с большими трудностями, реко­ мендуется пользоваться объемными коэффициентами массопередачи или массоотдачи (К^а, рга, ржа), имеющими размерность ч-1.

В реальных массообменных аппаратах процесс проводят при высокой турбулизации фаз с целью обеспечения высокой скорости массопередачи. В общем случае перенос вещества в каждой из фаз осуществляется благодаря молекулярной и турбулентной диффузии, причем скорость диффузии подчиняется закону Фика

(П,51)

где с — концентрация диффундирующего компонента, кмоль/м3; D — коэффи­ циент молекулярной или турбулентной диффузии, м2/с; х — расстояние, м.

При турбулентном движении перенос вещества за счет молеку­ лярной диффузии невелик по сравнению с переносом вещества за счет турбулентных пульсаций и направленного движения фазы. Однако картина резко изменяется в непосредственной близости к границе раздела, где значение молекулярной диффузии становится исклю­ чительно важным.

Согласно современным представлениям [19], вблизи границы раздела существует пограничный диффузионный слой, в котором и происходит резкое изменение концентрации. В пограничном диф­ фузионном слое перенос вещества осуществляется за счет молекуляр­ ной диффузии и конвекции; обычно считают, что роль турбулентной диффузии в диффузионном слое пренебрежимо мала и становится заметной и даже преобладающей за его пределами, а именно в вязком пограничном слое. В жидкостях толщина пограничного диффузион­ ного слоя намного меньше толщины вязкого пограничного слоя. Указанные представления позволяют записать уравнение конвек­ тивной диффузии в диффузионном пограничном слое в следующем виде:

где w — скорость потока, в общем случае зависит от поперечной координаты у; /хим — расход компонентов с* на химическую реакцию.

Если ограничиться следующими условиями: одномерное движе­ ние по продольной координате х; диффузия только по поперечной координате у; процесс стационарный (dcldt = 0) и наличие только

физической абсорбции (/хим = 0), то уравнение (11,52) существенно упрощается

Скорость потока оказывает большое влияние на толщину погра­ ничного диффузирнного слоя. Зависимость коэффициента массоотдачи от скорости соответствующей фазы обычно представляют в виде степенной функции; показатель степени в зависимости от типа

Коэффициент молекулярной диффузии влияет на коэффициент массоотдачи; по теоретическим данным для жидкой фазы показатель степени в зависимости от р ~ D n равен 0,5, для газовой фазы — 0,67. Экспериментальные данные хорошо согласуются с теорией [19]. Исключение составляет случай, когда в жидкости в непосредственной близости к границе раздела развивается поверхностная конвекция. В таких условиях влияние коэффициента молекулярной диффузии уменьшается вплоть до полной независимости рж от Ъж [2 0 ].

Влияние вязкости на коэффициент массоотдачи можно устано­ вить из анализа критериальных уравнений и экспериментальных данных. Для каждой из фаз коэффициент массоотдачи обратно про­ порционален вязкости в степени, близкой к 0,5.

Поверхностное натяжение не влияет на коэффициент массоот­ дачи рж в условиях ламинарного течения жидкости. При турбу­ лентном течении рж обратно пропорционален поверхностному натя­ жению в степени около 1/ 3 [21]. При добавлении поверхностно­ активных веществ могут наблюдаться локальные изменения поверх­ ностного натяжения и, как следствие, поверхностная конвекция и увеличение скорости массопередачи. Изменение величины а в на­ правлении движения жидкости также способствует образованию конвективных токов вблизи поверхности [22]. В ряде случаев, наоборот, при добавлении ПАВ изменяется структура поверхно­ стного слоя таким образом, что коэффициент массоотдачи рж умень­ шается.

При изменении температуры меняются физические свойства и соответственно величины рг и рж. Как правило, коэффициенты массоотдачи возрастают при увеличении температуры. Поскольку константа фазового равновесия с повышением температуры также увеличивается, то температурная зависимость коэффициента массо­ передачи определяется главным образом температурной зависи­ мостью тп!рж.

Давление не влияет па коэффициент массоотдачи в жидкой фазе. Коэффициент молекулярной диффузии в газовой фазе, а следова­ тельно, и величина рг уменьшаются с повышением давления; соот­ ветственно снижается и коэффициент массопередачи.

Число единиц переноса Nor определяет степень извлечения ком­ понента. Если пренебречь изменением объема газа по высоте аппа­ рата и считать величину К г постоянной, то

Величина iVor связана со средней движущей силой соотношением

Из уравнения (11,60) следует, что число единиц переноса есть безразмерная величина, определяемая отношением изменения кон­ центраций (от у ± до у 2) к средней движущей силе. Для объема аб­ сорбера, в котором изменение концентрации равно средней движу­ щей силе, величину Nor можно считать равной единице. Движущая сила и число единиц переноса могут быть выражены через состав жидкой фазы. Числа единиц переноса Nor и Nomсвязаны между собой соотношением

Если расчет ведут по уравнению массоотдачи, то, например, для газовой фазы число единиц переноса Nr следует выразить через коэффициент массоотдачи рг и концентрацию на границе раздела у р:

При изменении состава жидкой фазы от х2до хх и соответственна состава газовой фазы от ух до у %определение Nor сводится к вычис­ лению интеграла из уравнения (11,59). Для этой цели строят график зависимости подынтегральной функции 1 /(у — у*) от у и находят площадь, ограниченную построенной кривой, осью абсцисс и орди­ натами, соответствующими значениям у± и у 2. Найденная площадь (с учетом масштаба) есть число единиц переноса Nor. Тогда средняя движущая сила будет равна

Число единиц переноса может быть найдено и методом численного интегрирования, когда на диаграмме у — х отрезок ординаты между Ух и У2 разбивают на несколько равных участков. В простейшем слу­ чае при разбивке на два участка Nor следует рассчитывать по фор­ муле

где Дх, А и Д2 - движущие силы, соответствующие начальному, промежуточ­ ному и конечному значению у.

При линейной равновесной зависимости среднюю движущую силу можно рассчитывать аналитически

У2—У2

При заметном отклонении равновесной зависимости от линейной

дольное перемешивание потоков газа и жидкости, приводящее к вы­ равниванию концентраций по высоте массообменного устройства и, следовательно, к уменьшению движущей силы процесса.

Предложены [23 — 25] упрощеппые методы расчета, позволяющие оценить снижение эффективности протнвоточного абсорбера в зависимости от величины Вог и Вож. По методу Миякп и Вермелепа [23] спачала определяют фиктив­ ное число единиц переноса N 0r, ф, т. е. рассчитанное по движущей силе для истин­ ного противотока при фактическом его отсутствии. Рассчитанная по величине ЛУог,ф с помощью известных уравнении для истпппого противотока высота ан-

парата будет заниженной. Поэтому нужно определить истинное число единиц, переноса, используя уравнение

где N or D —число единиц переноса, учитывающее влияние продольного пере­ мешивания и определяемое из соотношения (для А Ф 1)

расчет ведут методом последовательных приближений. Найденное в результатарасчета отношение N 0r/N0Tt фпоказывает, во сколько раз должна быть увеличена

Зависимость коэффициентов д, 5 , с, d, g и h от абсорбционного фактора пред­ ставлена на рис. II.7.

Аппараты со ступенчатым контактом фаз

Число тарелок в массообменном аппарате зависит от организации потоков газа и жидкости, абсорбционного фактораг заданной степени извлечения компонента и эффективности массообмена одной та­ релки. В табл. II.3 приведены формулы [26], позволяющие рассчи­ тать число тарелок.

П р и м е ч а н и е . В таблице приняты следующие обозначения:

1 —а—ег

по отношению к составам соответственно х2 и у и

В формулы, приведенные в табл. И-З, входят коэффициент извле­ чения для тарелки ф и коэффициент обогащения для тарелки Е. Коэффициенты извлечения для п-ой тарелки по газу и жидкости при противотоке определяются следующим образом (нумерация тарелок по ходу газа):

Уп— Уп+1

Хп ХП+1

В табл. II-4 приведены формулы [26], рекомендуемые для рас­ чета фг и фж тарелок при противотоке в зависимости от режима движения жидкости и газа, абсорбционного фактора и числа единиц переноса.

Формулы, приведенные в табл. Н-4, могут быть использованы и при расчете коэффициента извлечения в аппаратах с непрерывным контактом фаз.

При перекрестном токе коэффициент обогащения по газу (или коэффициент полезного действия по Мерфри [17]) следует рассчиты­ вать по уравнению [26]

(II, 77), но лишь для отдельных участков аппарата. Тогда мини­ мальное значение LIG [для аппарата] часто определяется по (L/G)min, найденному для «критического» сечения, расположенного в средней части аппарата.

ТЕОРЕТИЧЕСКИЕ ОСНОВЫ КИНЕТИКИ АБСОРБЦИИ, ОСЛОЖНЕННОЙ ХИМИЧЕСКОЙ РЕАКЦИЕЙ

При протекании в жидкой фазе химической реакции абсорбиру­ емый компонент полностью или частично связывается в химическое соединение. Градиент концентраций у поверхности раздела увели­ чивается. Скорость поглощения возрастает по сравнению со скоро­ стью поглощения при физической абсорбции. Обычно [13, 14, 17, 27—29] увеличение скорости поглощения в хемосорбционном про­ цессе учитывают путем введения в уравнение массоотдачи в жидкой фазе коэффициента ускорения х, показывающего, во сколько раз при химической абсорбции возрастает коэффициент массоотдачи по сравнению с коэффициентом массоотдачи при физической абсорб­ ции (при одинаковой движущей силе, равной движущей силе про­ цесса хемосорбции)

где nij — константа фазового равновесия для физической абсорбции с поправ­ кой на ионную силу раствора»

На коэффициент массоотдачи Рж оказывает прямое или косвенное влияние целый ряд гидродинамических, физико-химических и гео­ метрических факторов. В зависимости от условий ведения: процесса и его аппаратурного оформления относительная роль этих факторов

хемосорбенту В и первого порядка по каждому из продуктов реак­ ции Е и F, рекомендуется вести по приближенному уравнению [29]:

Произвольной ин­ Скорость реакции произ­ Поглощение С02 водными тенсивности вольная растворами поташа (п =

= 2 , а = Р = 1 )

Из (11,90) следует, что коэффициент ускорения является функцией кинетиче­ ского Л, стехиометрического М и диффузионного 0 параметров

Для расчета х при необратимой реакции (при D в *=^ВА) можно пользоваться

также графиком зависимости к от R и М [17]. В области значений Л, значи­ тельно превышающих М (по Рамму [17] Л > 5Л/), х не зависит от Л и опреде­ ляется по уравнению (11,85). В таких условиях достигается максимальное зна­ чение х, уже не зависящее от гп; эта область называется областью протекания очень быстрой (мгновенной) необратимой химической реакции в жидкой фазе. Скорость абсорбции зависит главным образом от гидродинамических условии и рассчитывается по уравнению

которое применяется при условии, что Лж <С.ВЖ. крКритическую концентрацию хемосорбента В ж. кр определяют из уравнения

ности раздела фаз, поэтому все сопротивление массопередаче оказывается со­

•> 5Л), величина х не зависит от М и х « Л. Тогда

( и ’ 9 3 >

Такой случай соответствует умеренно быстрым и средним скоростям необра­ тимой химической реакции; процесс не зависит от гидродинамических условии. Область работы может быть названа областью протекания реакции кажущегося суммарного порядка а, так как концентрация свободного хемосорбента, зна­ чительно превышающая концентрацию абсорбируемого компонента (Лж А р), практически не изменяется вблизи поверхности раздела фаз.

Приведенные выше теоретические уравнения хемосорбции получены в пред­ положении, что если имеет место вторая (последовательная) реакция, где расхо­

Если же промежуточное вещество существует относительно долго, зависимость х от Л проходит через максимум [33].

Экспериментальная проверка теоретических уравнений необратимой хемо­ сорбции проведена [14, 28, 34—39] на примерах поглощения С 02 водными рас­ творами NaOH, КОН, NH4OH, МЭА, ДЭА в аппаратах с фиксированной по­ верхностью раздела (в широком диапазоне значений М и Л).

Удовлетворительное соответствие найденной опытным путем и теоретиче­ ски рассчитанной скорости абсорбции позволяет рекомендовать уравнение (11,90) для инженерной практики.

При расчете коэффициентов ускорения процесса абсорбции, осложненной

обратимой химической реакцией, следует использовать уравнения (11,82), (11,83) и (11,89), приведенные в табл. П-6 . Значения функции

взаимодействия абсорбируемого компонента и хемосорбента и возрастает глу­ бина проникновения абсорбируемого компонента. Химическая реакция выходит за пределы пограничного реакционно-диффузионного слоя и охватывает всю массу жидкости. Для массопередачи с обратимой реакцией характерно такое состояние, когда А ж заметно больше нуля и существенно зависит от количества жидкости в аппарате уж. В зависимости от степени турбулизации жидкости, константы равновесия К и иж можно рассматривать две предельные области: диффузионную (отношение А Ж/А р незначительно) и кинетическую (Аж/А р ^ 1 ).

Аналитическое определение состава основной массы жидкости (особенно Аж) связано часто с большими трудностями. Поэтому для практических расчетов уравнение массоотдачи следует рассматри­ вать совместно с другими уравнениями (уравнение скорости химиче­ ской реакции в основной массе жидкости, уравнение закона дейст­ вующих масс и др.).

При протекании сравнительно медленной химической реакции концентрация абсорбируемого компонента в жидкости Ажможет значительно превышать равновесную концентрацию А ж, что на­ блюдается, например, при поглощении С 02 растворами поташа или моноэтаноламина при высоких степенях карбонизации [14, 29, 40]. Поэтому скорость поглощения следует рассчитывать по уравнению (II, 80), подставляя фактическую движущую силу Ар — Аж, соот­ ветствующую истинному градиенту концентраций у границы раздела фаз, а не Ар — А ж. В этом случае можно использовать значения Рж> рассчитанные теоретически или определенные с помощью теории

подобия. Применяют также экспериментальные методы определе­ ния Рж.

При соизмеримости фазовых сопротивлений величину Ар опреде­ ляют совместным решением уравнения массоотдачи в жидкой фазе

где Ат — концентрация передаваемого компонента в газе, кмоль/м3.

В химической и газовой промышленности широко распространена одновременная хемосорбция двух компонентов газа. Теория кине­ тики необратимой двухкомпонентной хемосорбции подробно рас­ смотрена в работах [41—43].

Для использования теоретических уравнений хемосорбции не­ обходимо знать значения ряда параметров. Хотя в настоящее время нет достаточно полных данных для расчета некоторых из них, теория хемосорбции позволяет во многих случаях установить ка­ чественное и полуколичественное влияние того или иного фактора

на скорость поглощения. Для таких важных технологических про­ цессов, как, например, абсорбция СО2 моноэтаноламином, селектив­ ная абсорбция СО2 и H 2S растворами МЭА и ДЭА и другие, уже имеются достаточно точные-методы расчета, подтвержденные опытом работы промышленных аппаратов.

Литературные данные об экспериментальных значениях рж можно использовать только в том случае, если хемосорбция не сопрово­ ждается поверхностной конвекцией (или если коэффициент массоотдачи рж определен при одновременном с физической абсорбцией протекании хемосорбции [44]). Сущность поверхностной конвекции заключается в возникновении и развитии в непосредственной бли­ зости к поверхности раздела фаз конвективных токов, значительно ускоряющих процесс как физической абсорбции, так и хемосорб­ ции.

Одной из причин возникновения конвективных токов являются продольные градиенты поверхностного натяжения, а также гра­ диенты плотности, появляющиеся при протекании хемосорбции. Явление поверхностной конвекции было обнаружено [20, 22, 37—39] при поглощении С 02 водными растворами МЭА, ДЭА и др. Поверх­ ностная конвекция наблюдается в пленочных и насадочных аппара­ тах [20], в ламинарных струях жидкости [42]; в барботажных ап­ паратах ее влияние на массопередачу сравнительно невелико. Из сказанного выше следует, что коэффициент физической массоотдачи рж должен быть определен при протекании хемосорбционного

то величину рж удобно определять по методу [36, 37], заключающе­ муся в десорбции N 20 из раствора хемосорбента. Поскольку коэф­ фициенты диффузии N 20 и СО2 близки, то близки между собой и

Рж, N*0 и Рж, С02-

Ускорение массопередачи за счет поверхностной конвекции Р необходимо учитывать при подборе новых хемосорбентов. Протека­ ние химическЪй реакции оказывает существенное влияние на динамическое поверхностное натяжение, т. е. на поверхностное натя­ жение, измеренное непосредственно при протекании химической реакции.

Динамическое поверхностное натяжение можно определить мето­ дом горизонтальной колеблющейся, струи жидкости [45, 46]. Путем обработки опытных данных установлено, что ускорение Р скорости массопередачи за счет поверхностной конвекции можно оценивать в зависимости от продольного градиента динамического поверхност­ ного натяжения с помощью уравнения:

С помощью теоретических уравнений хемосорбции можно опре­ делить влияние различных факторов на кинетику поглощения.

Скорость жидкости влияет на коэффициент массопередачи через коэффициент массоотдачи рж. Величина рж, а также К'г (при условии,

что сопротивлением в газовой фазе можно пренебречь) пропорцио­ нальна скорости жидкоЛги в степени га, причем максимальное зна­ чение га достигается в области мгновенной химической реакции. При переходе в область реакции псевдопервого порядка влияние скоро­

личина Рж, а следовательно, и К'г уменьшается, что объясняется воз­ растанием вязкости раствора и уменьшением эффекта поверхност­ ной конвекции. От концентрации хемЪсорбента зависит также ионная сила раствора и, следовательно, константа фазового равнове­ сия

Температура влияет на коэффициент массоотдачи |3ж и движу­ щую силу процесса. С повышением температуры увеличивается ко­ эффициент массоотдачи. В области мгновенной химической реакции

цесса; при высоких температурах процесс поглощения уже нельзя рассматривать как необратимый. В некотором интервале температур увеличение коэффициента массопередачи может опережать умень­ шение движущей силы процесса. При этом скорость абсорбции возрастает при повышении температуры (рис. II-8).

КИНЕТИЧЕСКИЙ РАСЧЕТ АБСОРБЕРОВ ДЛЯ ПРОЦЕССОВ С ХИМИЧЕСКОЙ РЕАКЦИЕЙ

В отличие от физической абсорбции при хемосорбции заметно изменяется по высоте аппарата не только движущая сила, но и ко­ эффициент массопередачи, поэтому ранее описанные методы расчетов абсорберов не могут быть рекомендованы.

В настоящее время методику расчета абсорберов с необратимой химической реакцией можно считать разработанной достаточно полно [32]. При сравнительно небольшом изменении температуры по высоте аппарата процесс можно рассматривать как изотермиче­ ский.

где А т— текущая концентрация компонента в основной массе газа, кмоль/м3, х — текущая продольная координата, м; Н — высота абсорбера, м; wr п шж— приведенные скорости газа и жидкости, м/ч; vr и иж— газосодержание и коли­ чество удерживаемой жидкости; D r и — эффективные коэффициенты про­ дольного перемешивания в газе и жидкости, м2/ч; В ж — текущая концентрация активной части хемосорбента в основной массе раствора, кмоль/м3. Индексы «1 » и «2 » относятся соответственно к нижнему и верхнему сечению аб­ сорбера. В качестве ключевого компонента жидкой фазы используется хемо­ сорбент В. Концентрации остальных компонентов легко определяются с помощью уравнений материального баланса и констант равновесия.

Решение исходной системы нелинейных дифференциальных урав­ нений при произвольном соотношении диффузионных сопротивле­ ний в обеих фазах при условии, что коэффициент массоотдачи Рж определяется по уравнению (II, 90), было получено [32] с помощью ЭВМ М-220. При этом можно рассчитать высоту абсорбера для за­ данной степени извлечения

и заданной величины BMt 2 в л1рбой области необратимой хемосорб­ ции. Можно также определить степень извлечения при заданной высоте абсорбера. Решение позволяет быстро и достаточно точно провести анализ зависимости кинетики абсорбции от целого ряда параметров. Аналитические решения [32] могут быть рекомендо­ ваны для частных случаев абсорбции.

Например, для области мгновенной химической реакции при условии, что Вог = Вож ->• оо, такое решение имеет вид

1

(1--ir)y+M'o/0 (l f ^ - )

где

Безразмерные параметры М о и Л о связаны с параметрами М х и R x для ниж него сечения абсорбера и параметрами М 2 и Л2 для его верхнего сечения сле­ дующими соотношениями:

Д 2 = /?0 R ^ R Q V X I Af1 = Af0X1 М а = Mo/Ya

Результаты численного решения удовлетворительно согласуются с данными опытно-промышленных испытаний насадочных абсорберов.

Расчет кинетики двухкомпонентнои хемосорбции следует проводить по ана­ логичной методике [43, 52], однако система исходных дифференциальных урав­ нений дополняется еще одним уравнением для второго компонента газа.

Если сопротивление массопередаче для первого из компонентов полностью контролируется диффузионным сопротивлением в газовой фазе, а второго — сопротивлением в обеих фазах, то селективность извлечения первого компо­ нента по сравнению со вторым может быть определена по уравнению

где А'с — коэффициент селективности; Х Ср = (1 + X J /2 — безразмерная кон­ центрация активной части хемосорбента (средняя по высоте аппарата).

Число единиц переноса JVr,i, необходимое для обеспечения заданной сте­ пени извлечения ф2, рассчитывается по уравнению

N г,1 = —In (! — Ф1)

Рекомендованный метод расчета массопередачи с необратимой химической реакцией может быть использован для аппаратов как с непрерывным, так и со ступенчатым контактом фаз. Во втором случае расчет следует вести последовательно от тарелки к тарелке, начиная с нижней. Для каждой тарелки определяют степень извле­ чения, достигаемую при высоте барботажного слоя, найдепной гидродинамическим расчетом. При расчете известна величина ^4Г, i> значением Вж2 задаются. Зная М о и R о, находят ср и А г%2 при I. = = 1 и рассчитывают величину ВЖг2 из уравнения материального баланса. Если найденное значение Вжt 2 отличается от заданного, расчет повторяют до их сходимости. После этого определяют пара­ метры следующей тарелки.

Расчет числа тарелок в аппарате продолжают до тех пор, пока

Расчет противоточных абсорберов с обратимой химической реак­ цией разработан только для предельных гидродинамических режи­ мов. Так, при полном перемешивании жидкости расчет следует ве­ сти по уравнению (II, 80) на конечные концентрации всех компонен­ тов в жидкости. Если предположить идеальное вытеснение потоков газа и жидкости, то расчет ведут последовательно, разбивая весь диапазон концентрации (от начальной до конечной) на ряд интерва­ лов. При расчете скорости абсорбции используют средние для дан­

Для очистки технологических газов большое распространение получили как в отечественной промышленности, так и за рубежом

и жидкости, что важно для агрегатов большой единичной мощности. За последние годы эксплуатационные показатели абсорберов с нерегулярной насадкой значительно повышены. Это достигнуто

за счет применения новых эффективных насадочных устройств, су­ щественного уменьшения отрицательного влияния поперечной не­ равномерности, ведения процесса в интенсивном гидродинамиче­ ском режиме работы, использования математических методов расчета (с применением ЭВМ) кинетики абсорбционных и хемосорбционных процессов. В настоящее время на Славянском керамическом комби­

сопротивления g не зависит от Rer. Для сухих седловидных насадок g = 2,6, для колец Палля g = 3, для колец Радшга g = 4,5. В пле­ ночном режиме сопротивление седел и колец Палля, а также насадки ГИАП и НИИэмальхиммаш меньше сопротивления колец Рапшга в 1,65—5 раз. Разница в сопротивлении уменьшается при увеличе­ нии размера насадки и возрастает при повышении плотности оро­ шения.

Преимущества седловидной насадки и колец Палля обусло­ влены тем, что при их использовании в значительной степени ис­ ключается возможность экранирования насадочных элементов, а следовательно, и создания застойных зон. Более равномерная по сравнению с кольцами Рапшга порозность уменьшает возможность каналообразования. По опытным данным [60], седловидная насадка и кольца Палля могут работать при более высоких предельных нагрузках но сравнению с кольцами Рашига. Преимущества ука­ занных насадок перед кольцами Рашига особенно очевидны при увеличении плотности орошения, что делает их перспективными

где L/G — отношение весовых нагрузок по жидкости и газу; уг/уж — отношение удельных весов газа и жидкости; р,ж!— вязкость жидкости, сП; g = 9,81 м/с2; 8 — свободный объем сухой насадки; а о — удельная геометрическая поверх­ ность насадки, м2/м3.

Значения коэффициентов Ъ и с приведены в табл. Н-8 и могут быть рекомендованы для расчета, если в качестве жидкой фазы

Полуэмпирические методы расчета коэффициентов массоотдачп при физи­ ческой абсорбции в аппаратах с нерегулярной насадкой достаточно подробно изложены в монографии [17]. Коэффициент массоотдачп в газовой фазе рг ре­ комендуется рассчитывать по уравнению, предложенному в работе [62]

Массоотдачу в жидкой фазе при физической абсорбции рассчитывают с помощью уравнения [63]

D л г»D а выражены в м2/ч, кинематическая вязкость v — в м2/ч, приведенная

скорость газа и жидкости — в м/ч, е — свободный объем насадки, м8/м3. Коэффи­ циент массоотдачи 0Ж в уравнении (11,99) является истинным, так как он отнесеп к единице эффективной поверхности лЭф| в уравнении (1 1 ,1 0 0 ) коэффициент массоотдачи рж условно отнесен к единице геометрической поверхности насадки во» поэтому для определения объемного коэффициента массоотдачи нужно умно­ жить рж на а0. Истинный коэффициент массоотдачи, отнесенный к единице эффективной поверхности а^ , будет выше и равен

аэф в значительной степени зависит от плотности орошения, разме­ ров насадки и области протекания химической реакции. Не вся геометрическая поверхность насадки а0 является смоченной и не вся смоченная поверхность асм может быть эффективна. Величина а^/а0 характеризует степень использования поверхности насадки.

Приведенные выше уравнения для расчета рж и рг не учитывают влияние поверхностной конвекции. Приближенно поправочный ко­ эффициент (фактор интенсивности поверхностной конвекции), учи­ тывающий увеличение рж при хемосорбции, можно рассчитывать по опытным данным [67], полученным на дисковой колонне, т. е.

вгидродинамических условиях, близких к гидродинамическим усло­ виям в колоннах с нерегулярной насадкой.

При переходе из пленочного гидродинамического режима работы

врежим подвисания эффективность массообмена заметно увеличи­

вается [68], особенно для насадок сравнительно небольшого размера. Одной из главных причин уменьшения эффективности работы абсорберов большого диаметра является значительная поперечная неравномерность [69] потоков газа и жидкости. Так, даже при равномерной порозности насадочного слоя наблюдается растекание жидкости к стенкам абсорбера. Если укладка насадки такова, что порозность возрастает от центра аппарата к его периферии, то доля жидкости, проходящая вблизи стенок, значительно увеличивается [70]. При заметном повышении скорости газа и особенно при пере­ ходе в режим подвисания следует ожидать уменьшение поперечной неравномерности жидкости. На практике главной причиной по­ перечной неравномерности является недостаточно хорошее первона­ чальное распределение газа и жидкости по сечению аппарата. В при­ менении к моноэтаноламиновому абсорберу этот вопрос был подробно

освещен в работах [53, 71, 72].

Для снижения поперечной неравномерности при очистке техно­ логических газов (особенно для процесса очистки под давлением) применяются тарелки — распределители жидкости. Тарелка пред­ ставляет собой плиту с отверстиями для стока жидкости и колпач­ ками для прохода газа. Для ввода жидкости служит пучок перфори­ рованных труб, проложенных между газовыми патрубками. Такое устройство компактно и не нарушает равномерность газового по­ тока.

Равномерность раздачи жидкости из коллектора по трубам до­ стигается уменьшением диаметра труб от центра к периферии, рав­ номерность расхода вдоль этих труб — переменным шагом между отверстиями равного диаметра. Методика расчета равномерности подачи жидкости перфорированными трубами приведена в работе [73]. Уровень жидкости над сливными отверстиями должен быть достаточно большим, чтобы снизить влияние перекоса плиты на рас­ пределение жидкости. Зазор между зонтом и патрубком газового колпака следует выбирать таким образом, чтобы коэффициент гид­ равлического сопротивления практически не зависел от его величины.

В литературе приводятся опытные данные по эффективным ко­ эффициентам продольного перемешивания жидкости и газа в наса­ дочных аппаратах [68, 74—83], но в ограниченном интервале пара­ метров. В целом можно считать, что при правильном первичном распределении влияние продольного перемешивания жидкости в на­ садке на эффективность массообмена невелико. Так, по данным [78], коэффициент Dx изменяется в пределах от 50 до 120 см2/с при уве­ личении плотности орошения от 10 до 40м 3/(м2*ч); при расчете по данным [80] величина Ижне превышает 150 см2/с для условий ра­ боты промышленных абсорберов очистки МЭА при атмосферном давлении.

Эффективный коэффициент продольного перемешивания в газо­ вой фазе DT для сухой насадки можно рассчитать по теоретической формуле: