Расчет массообменных

Для расчета массообменных процессов необходимо также располагать равновесной кривой. Обе кривые наносят на общий график [c.178]

При расчете массообменных процессов переход от теоретических тарелок к реальным вызывает определенные затруднения, которые преодолеваются привлечением понятия коэффициента полезного действия тарелок. Коэффициент полезного действия теоретической тарелки равен единице, поскольку это идеальная тарелка. К. п. д. реальных тарелок меньше единицы, поэтому число реальных тарелок всегда больше числа теоретических тарелок, рассчитанного описанным способом. [c.78]

РАСЧЕТ МАССООБМЕННЫХ КОЛОНН С УЧЕТОМ ПРОДОЛЬНОГО ПЕРЕМЕШИВАНИЯ [c.206]

Искомыми величинами при расчете массообменных колонн являются их диаметр и рабочая высота. Диаметр колонны определяется объемной скоростью потоков фаз, а для расчета ее высоты необходимо совместно решить уравнения скорости (Процесса массопередачи и материального баланса. Эти ура внения применительно к межфазному обмену одним компонентом (однокомпонентная [c.206]

Большое значение при расчетах массообменных аппаратов имеют уравнения, определяющие степень извлечения переходящего компонента с учетом продольного перемешивания фаз. Данные о распределении концентраций по высоте аппарата при этом не требуются. [c.230]

Расчет массообменных колонн со встречными потоками взаимодействующих фаз нри линейной связи равновесных концентраций [c.230]

В ходе расчета массообменной колонны особая точность требуется при нахождении выходных концентраций, предопределяющих степень извлечения. Сравним значения последней, рассчитанные по точным моделям (диффузионная, рециркуляционная) и по упрощенным моделям при линейной связи равновесных концентраций. Установим также форму связи между параметрами этих моделей, обеспечивающую достаточную точность расчетов при замене сложных моделей упрощенными. [c.231]

Расчет массообменных колонн с учетом продольного перемешивания при нелинейной связи равновесных концентраций [c.234]

Нами рассмотрены основные теоретические модели структуры потоков в распространенных конструкциях колонных аппаратов химической промышленности, методы экспериментального нахождения параметров моделей и количественные зависимости для последних. Изложены методы расчета массообменных и реакционных колонн с учетом реальной структуры потока. В заключение представляется целесообразным остановиться на следующих основных моментах. [c.251]

Данное пособие составлено по следующей схеме. Первая часть посвящена общим принципам расчета гидравлических, тепловых и массообменных процессов, а также механическим расчетам аппаратов. Приведенные здесь уравнения, справочные данные и рекомендации помогут рассчитать гидравлическое сопротивление систем, подобрать для них соответствующие насосы, вентиляторы или газодувки рассчитать теплообменные аппараты и выбрать оптимальный для данного случая вариант теплообменника определить основные параметры, необходимые для расчета массообменных аппаратов рассчитать аппараты на прочность. [c.6]

ГЛАВА III РАСЧЕТ МАССООБМЕННЫХ ПРОЦЕССОВ [c.42]

Для расчета массообменных аппаратов с неподвижным слоем сорбента необходимо определять профили концентраций (зависимости с от 2 и X от г при данном т) и выходные кривые (зависимости с от т при данном г). В общем случае их определение требует численного решения системы, состоящей из уравнения материального баланса (111.79), уравнения изотермы адсорбции и уравнений, описывающих скорость массопереноса. [c.67]

Уравнения (П1.92)—(111.94), справедливые прн бесконечных скоростях массопереноса, дают возможность найти предельные параметры процесса. Их применяют также для быстрого определения ориентировочных значений высоты слоев и длительности стадий адсорбции и десорбции, а также для приближенного расчета массообменных процессов с неподвижным слоем твердой фазы в тех случаях, когда нет данных для расчета внутреннего сопротивления. Более точный расчет требует учета скоростей массопереноса. [c.69]

Общие принципы расчета массообменной (в том чисЛе и экстракционной) аппаратуры рассмотрены в гл. III. Здесь будут рассмотрены только вопросы, [c.137]

Рис. 11-4. Линии равновесия (ОС) и рабочая (.4В), используемые при графическом расчете массообменных процессов.

Определение областей расслаивания жидкой фазы и воспроизведение последних при расчете массообменных процессов (азео-тропно-экстрактивной ректификации, экстракции, декантации). [c.103]

Массообменные процессы. Эта группа процессов отличается значительной сложностью по сравнению с предыдущими и соответственно большим числом моделей для их расчета. Массообменный процесс в большинстве случаев (ректификация, экстракция, абсорбция, кристаллизация) является системой, включающей как необходимые другие аппараты (например, теплообменники, конденсаторы, декантаторы и т. п.). Поэтому и математические модели как для описания, так и для алгоритмизации являются более сложными. Рассмотренные ранее модели структуры потоков и теплообмена могут использоваться при описании массообменных процессов на ступени разделения (тарельчатые колонны) и в слое насадки (насадочные колонны). При описании массообменного процесса уравнения гидродинамической структуры потоков фаз (см. табл. 4.4) должны быть дополнены членом, учитывающим массоперенос компонента через поверхность раздела фаз, например, в матричном выражении [c.129]

Основная трудность расчета массообменных процессов заключается в обеспечении решения систем уравнений материального и теплового балансов, причем сложности в обеспечении сходимости решения обычно возрастают при разделении смесей с сильно неидеальными свойствами. [c.134]

Алгоритмы расчета массообменных аппаратов [c.314]

В настоящее время известно большое количество алгоритмов расчета массообменных процессов (ректификация, экстракция, абсорбция, адсорбция и т.д.), отличающихся степенью детализации отдельных элементов, но, по сути, предназначенных для решения систем уравнений материального и теплового балансов, нелинейность которых зависит от точности описания парожидкостного равновесия, кинетики массопередачи, гидродинамики потоков. Объем входной информации зависит от точности модели, однако выходная информация подавляющего большинства алгоритмов практически одинаковая — профили концентраций, потоков и температур по высоте аппарата и составы целевых продуктов. Правда, соответствие результатов расчета реальным данным будет определяться тем, насколько точно в модели воспроизведены реальные условия. [c.314]

Расчет фазового равновесия является одним из важнейших этапов расчета массообменных процессов, особенно, при решении задач проектирования, так как в этом случае определяется принципиальная возможность применения данного процесса для получения заданных продуктов. Поэтому априорное принятие допуш ений относительно поведения фаз недопустимо, так как может привести к заведомо неверным результатам расчета. Необходимо не только проводить проверку возможности принятия допуш,ения, но и производить выбор наиболее подходящего с точки зрения воспроизведения экспериментальных данных метода учета неидеальности фаз. В рамках рассматриваемой системы такой выбор соотношений для оценки неидеальности фаз производится на этапе исследования условий фазового равновесия. Например, применение метода функциональных групп позволяет до минимума сократить объем необходимых экспериментальных данных, а в большинстве, случаев и вовсе исключить их. [c.316]

Последовательность расчета оборудования ректификационной колонны показана на рис. 2.13. В основу расчета конструктивных параметров колонны и тарелок положены известные соотношения, используемые при проектных расчетах массообменного оборудования [66, 67, 68]. [c.150]

При расчете массообменных процессов неравномерность распределения элементов потока на тарелках обычно учитывается по локальным характеристикам ограниченных объемов массообменного пространства, в пределах которых допускается идеализированное представление о механизме переноса вещества. Выделенные таким образом локальные объемы с однородными свойствами описываются типовыми гидродинамическими моделями. От числа, типа элементарных моделей и способа их взаимосвязей зависит точность описания структуры потоков в целом. Рассмотрим отдельные типовые модели структуры движения жидкости по тарелке ректификационной колонны. [c.87]

Математическое описание является отражением физической сущности протекающего процесса со свойственными ему особенностями и ограничениями. Эти особенности и ограничения должны учитываться как при формулировании задачи, так и при выборе метода и в процессе решения. Следствием этого является часто возникающая трудность непосредственного использования классических методов численного анализа. Неправильный учет этих особенностей и ограничений, с одной стороны, может привести к абсурдным, физически нереализуемым результатам, а с другой,— к значительному усложнению программы и увеличению непроизводительных расходов машинного времени. Например, при расчете массообменных аппаратов концентрации могут изменяться в пределах от О до 1. В равной степени получение в результате расчетов как отрицательной концентрации, так и концентрации больше единицы может свидетельствовать как о несовершенстве [c.33]

В практике расчетов массообменных и химических процессов пшрокое распространение получила ячеечная модель с застойными зонами (см. табл. 4.2). Проведем теоретический анализ этой модели и сформулируем метод определения ее параметров [22]. [c.382]

Целью технологического расчета массообменного аппарата является определение технологического режима, т. е. рабочего давления в аппарате, температур всех внешних потоков, а также нахождение числа теоретических тарелок и флегмового числа, обеспечивающих заданное разделение исходного сырья. В процессе технологического расчета определяются материальный и тепловой балансы колонны и внутренние потоки пара и жидкости по высоте колонны. [c.325]

Прежде чем приступить к гидравлическому расчету массообменного аппарата, необходимо выбрать конструкцию внутреннего массообменного контактного устройства. Такой выбор должен проводиться с учетом требований и особенностей конкретного процесса разделения на основе единственного объективного критерия — минимума приведенных затрат. В результате гидравлического расчета определяются геометрические размеры (О и Я), а также гидравлическое сопротивление массообменного аппарата. В зависимости от конструкции контактного устройства гидравлический расчет проводится по соответствующей утвержденной методике. [c.326]

Важным этапом расчета массообменных аппаратов является определение коэффициента полезного действия контактного устройства, так как от к. п. д. зависит число реальных ступеней контакта, а следовательно, и уровень капитальных и эксплуатационных затрат. К. п. д. зависит от многих параметров — гидродинамических, конструктивных, физико-химических. Наиболее достоверными можно считать экспериментальные данные, полученные в сопоставимых условиях на опытно-промышленных установках, а также данные обследования промышленных аппаратов и созданные на их основе корреляции.. [c.326]

Таким образом, определение области устойчивой и эффективной работы контактного устройства является основным этапом в гидравлическом расчете массообменных аппаратов. Вместе с тем из-за большого многообразия влияющих параметров невозможно ее теоретически рассчитать, поэтому во всех существующих инженерных методиках расчета используются эмпирические зависимости для построения области устойчивой и эффективной работы, полученные при исследовании контактных устройств на экспериментальных стендах и модельных системах. [c.335]

В расчетах массообменных процессов могут применяться также объемные доли и объемные концентрации. Объемная доля V, — отношение объема компонента в смеси V к общему объему смеси V [c.219]

Вдоль поверхности контакта фаз движущая сила обычно изменяется, поэтому при расчетах массообменных процессов необходимо пользоваться средним значением движущей силы. На рис. ХП-2 дана схема, поясняющая изменение концентраций и движущей силы вдоль поверхности контакта фаз. [c.224]

При расчетах массообменных аппаратов используют также понятие о теоретической ступени контакта (теоретической тарелке), под которой понимают такое контактное устройство, которое обеспечивает получение равновесных потоков фаз, покидающих контактную зону. Схема такой ступени представлена на рис. ХП-6. [c.227]

Понятие о теоретической тарелке существенно упрощает расчеты массообменных процессов, так как необходимо располагать только уравнениям л равновесия и рабочей линии. [c.228]

При использовании опытных значений коэффициентов массопередачи для расчета массообменных аппаратов следует учитывать, каким методом была определена движущая сила процесса, и использовать тот метод, который был применен для расчета К. [c.144]

Тогда расчет массообмениых процессов ведут по числу единиц переноса либо но числу теоретических тарелок. [c.179]

В табл. 7.1 приведены результаты расчета величин т] д, —АЕмл, Лпр/—А нд, нк/—А мд и Лдр/—Д мд для процесса разделения смеси СОг—N2 в плоскокамерном модуле с мембраной из поливинилтриметилсилана [асо2ЛМ2= 13,3 и Лсо2бт" = 5,55- 10 м (м -с-МПа) ]. Расчет массообменных характеристик процесса выполнен по схеме, изложенной в гл. 4. При этом допускалось, что газовые смеси идеальны, селективность и коэффициенты проницаемости мембран постоянны, в дренажном канале давление газа неизменно и равно Р" = Рр = Ро=0,1 МПа, потери эксергии на трение и внешнедиффузионное сопротивление массообмену учитывались только в напорном канале. [c.261]

Поскольку в аппаратах с твердым катализатором реакция идет на поверхностп последнего, то перенос массы на границе фаз протекает в отсутствие химической реакции. Поэтому для определения значений коэффициентов межфазного переноса в аппаратах с суспендированным катализатором, где велика доля жидкой фазы, инертной в отношении химической реакции, можно пользоваться формулами, принятыми для расчета массообменных аппаратов, например приведенными в монографии [30]. Для неподвижного слоя катализатора за неимением более точных и обоснованных выражений в первом приближении, видимо, можно к значениям коэффициентов переноса,рассчитанным без учета химической реакции, вводить поправочные коэффициенты, учитывающие этот последний фактор аналогично тому, как это делается, например, в работах [31] и [32]. [c.306]

Одной из важнейших баз при расчете массообменных процессов является база параметров уравнений для описания неидеальности фаз в соответствии с уравнениями (4.23), (4.24), (4.26). Это параметры giJ — gJJ), (gJi — g i) — для уравнения Вильсона (XiJ — kJJ), (Хл — Хц), г — для уравнения НРТЛ вириальные коэффициенты — для расчета коэффициента летучести. [c.115]

Одной из важнейших баз при расчете массообменных процессов является база параметров уравнений для описания неидеальности фаз. Это параметры для уравнения Вильсона для уравнения NRTL UNIFA вириальные коэффициенты - для расчета коэффициента летучести. [c.76]

Матричные методы, составляющие большинство известных методов расчета массообменных аппаратов и их комплексов, можно разделить на две группы по способу линеаризации балансовых соотношений. К первой группе относятся методы, в которых линейность достигается за счет использования численных значений параметров, определяющих нелинейность с предьщущих итераций. Типичным примером является метод Тиле и Геддеса, реализованный в матричной форме. Для него характерны трехдиагональная структура мат эицы системы уравнений баланса, простота хранения коэффициентов системы уравнений. Однако, являясь по скорости сходимости методом первого порядка, он в ряде случаев обладает слишком медленной скоростью сходимости или вообще не обеспечивает решения. Другим способом линеаризации является разложение функции (уравнения баланса) в ряд Тейлора до членов первого порядка. Полученная система уравнений решается методом Ньютона-Рафсона. Эти методы обладают квадратичной сходимостью, однако весьма чувствительны к начальному приближению. [c.79]

Дильман В. В., О расчете массообменных аппаратов с учетом эффектов продольного перемешивания и схема движения потоков при линейной равновесной зависимости. Теоретические основы хим. техн., 1, № 1, 100 (1967). [c.577]

Широко применяемая при технологических расчетах массообменных процессов нефтепереработки формула Воинова-Эйгенсона основана на корреляции зависимости молекулярной массы (М ) от средней температуры кипения () и стандартной относительной плотности ) узких дистиллятных фракций нефти. Проведенное нами сопоставление с экспериментальными данными применительно к индивидуальным углеводородам показало, что эта формула не удовлетворяет современным возросшим требованиям информационных технологий из-за низкой адекватности (погрешность достигает 30%) и узости диапазона применимости по молекулярной массе. [c.245]

В качестве примера расчета массообменного реактора для очистки газовых выхлопов от вредных примесей ниже рассмотрен принцип расчета пенного газопромывателя, работающего при режиме, близком к полному смешению. Реактор этого типа может служить для очистки газов от аэрозолей, газообразных и парообразных вредных примесей. В последнем случае применяют многополочпые пенные аппараты. Расчет любого многополочного аппарата сводится к определению необходимой поверхности массообмена и требуемого числа полок. Эти величины можно рассчитать по известным значениям коэффициента массопередачи км или КПД одной полки аппарата т). Значения йм и т] определяются экспериментально для различных систем в зависимости от гидродинамических условий процесса и физико-химических характеристик системы. Некоторые критериальные уравнения, применяемые для определения к и ti, приведены в ч. I. [c.241]

Формулы (III.39)—(III.40) справедливы лишь для случая, когда потоки фаз равномерно распределены по поперечному сечению аппарата, перемешивание отсутствует и все частицы каждой фазы движутся с одинаковыми скоростями (режим идеального вытеснения). В реальных аппаратах режим движения фаз всегда отличается от идеального и движущая сила процесса зависит от перемешивания. Учет влияния перемешивания на изменение концентраций по высоте (длине) аппарата и соответственно на среднюю движущую силу процесса возможен, если экспериментально определены коэффициенты продольного перемешивания (см. стр. 159). Так как чаще всего экспериментальные данные по перемешиванию отсутствуют, то расчет средней движущей силы процесса массопередачи проводят по формулам (III.39)—(III.40), получая условные коэффициенты массопередачи — Ks и При этом не всегда имеет место пропорциональная зависимость между скоростью процесса и движущей силой, как это должно следовать из уравнения (1) — см. введение. Коэффициент массопередачи в таком случае зависит от концентрации поглощаемого или десорбируемого компонента и это создает дополнительные трудности при обобщении опытных данных и создании научно обоснованных методов расчета массообменных процессов. [c.142]

Справочник химика 21

Химия и химическая технология