Specializarea: Chimia și Ingineria Substanțelor Organice, Petrochimie și [602544]

Universitatea Babes -Bolyai
Facultatea de Chimie și Inginerie Chimică

Specializarea: Chimia și Ingineria Substanțelor Organice, Petrochimie și
Carbochimie

SEPARAREA SO 2 DINTRU -UN AMESTEC GAZOS
USCAT PRIN ABSORBȚIE -DESORBȚIE

Coordonator de proiect:
Conf. Dr. Ing. Simion Drăgan
Student: [anonimizat]
2015

Cuprins

Capitolul 1. Tema de proiectare
1.1 Prezentarea temei
1.2 Schema bloc. Mod de operare
Capitolul 2. Procese tehnologice de fabrica ție. Procesul tehnologic adoptat
2.1 Justificarea procesului tehnologic adoptat
2.2 Schema tehnologică. Descriere
Capitolul 3. Dimensionarea tehnologică a utilajelor
3.1 Premise generale de calcul. Date de echilibru în sistemul studiat
3.1.1 Bilanț de materiale la absorbție. Calculul debitului real de absorbant
3.1.2 Cal culul bilanțului termic la absorbție
3.2 Calculul coloanei de absorbție
3.2.1 Descrierea utilajelor pentru absorbție
3.2.2 Calculul diametrului absorberului
3.2.3 Calculul în ălțimii umpluturii absorberului
3.2.3.1 Calculul înă țimii umpluturii din suprafața de transfer de masă
3.2.3.2 Calculul înă lțimii umpluturii pe baza IUT x NUT
3.2.3.3 Calculul înălțimii umpluturii pe baza n T x IETT
3.2.4 Calculul înă lțimii absroberului
3.2.5 Calculul dimensiunilor racordurilor absorberului
3.2.6 Calculul masei absorberului
3.2.7 Fișa tehnică a absorberului
3.3 Calculul coloanei de desorbție
3.3.1 Calculul necesarului de abur la desorbție
3.3.2 Calculul dimensiunilor racordurilor desorberului
3.3.3 Fișa tehnică a desorberului
3.4 Dimensionarea recuperatorului de căldură
3.4.1 Calculul ariei de transfer termic a recuperatorului
3.4.2 Calculul numărului de țevi, a lungimii și a diametrului recuperatorului
3.4.3 Calculul racordurilor recuperatorului
3.4.4 Calculul masei recuperatorului
3.4.5 Fișa tehnică a recuperatorului

3.5 Calculul condensatorului
3.6 Calculul separatorului de picături
3.7 Calculul utilajelor de transport a fluidelor
3.7.1 Calculul puterii instalate a pompelor care vehiculează amestecul lichid
3.7.2 Calculul puterii instalate a suflantei care vehiculează amestecul gazos
Capitolul 4. Controlul și automatizarea procesului
4.1 Schema bloc de automatizare. Descriere
Capitolul 5. Probleme de coroziune. Alegerea materialului de construcție a utilajelor
Capitolul 6. Amplasarea utilajelor
Capitolul 7. Norme de securitatea și ig iena muncii în instalație. Probleme PSI si de protecția
mediului
Capitolul 8. Partea desenată a proiectului
Capitolul 9. Bibliografie

Capitolul 1. Tema de proiectare

Separarea unui component valoros dintr -un amestec gazos prin absorbție – desorbție.

1.1 Prezentarea temei

Să se întocmească proiectul de inginerie tehnologică a unei instalații de separare a
dioxidului de sulf, SO 2, dintr -un amestec gazos uscat prin absorbție – desorbție continuă.
Instalația este amplasată pe platfor ma unei fabrici de H 2SO 4, separarea efectuându -se prin
absorbția SO 2 in apă proaspătă, lipsită de SO 2.
Instalația va prelucra un debit G v=3290 Nm3/h de amestec gazos, cu un conținut de
9,4% (procente volumice) SO 2. Randamentul de absorbție al SO 2 este η ab=92,5%. Faza
gazoasă și absorbantul intră in coloana de absorbție la 20˚C. Soluția sulfuroasă intră la
desorbție cu temperatura de 60˚C; desorbția se realizează prin stripare directă cu abur la
presiune atmosferică și temperatură de 100˚C și se consideră to tală.

1.2 Schema bloc. Mod de operare

Amestec gazos

Absorbant
Absorbție
[H2O+SO 2]l
Recuperator
de căldură
[H2O+SO 2]l
Desorbție
(stripare)
[H2O+SO 2]g
Abur de
stripare
Condensare
Separare
Răcire
[H2O[l]+SO 2[g]]
[SO 2]g
Apă spre turnurile de răcire
(retur)
Apă de la turnurile de răcire
(tur)
[H2O+Condens] l
[Aer+SO2]
[H2O]

Procesul tehnologic de separare este constituit din 6 operații distincte:
• Absorbție
• Recuperare de căldură
• Desorbție
• Răcire
• Condensare
• Separare
Amestecul gazos uscat, conținând SO 2, este supus absorbției, absorbantul fiind apa.
Amestecul lichid astfel obținut, este introdus într -un recuperator de căldură, apoi, într -un
desorber, de unde, sub acțiunea aburului de stripare, rezultă un amestec gazos de SO 2 și H2O.
Faza lichidă, formată din apă si condens este folosită ca fluid cald in recuperatorul de căldură.
Faza gazoasă trece, în continuare, printr -un condenstor răcit cu apa de turn, unde are loc
separarea SO 2-ului gazos de apa lichida. Separatorul de picături reține eventualele urme de
H2O din amestec. Dioxidul de sulf rezultat este trimis spre comprimare, iar apa este
recirculată.

Capitolul 2. Procese tehnologice de fabricație.
Procesul tehnologic adoptat

Procedeele de absorbție se pot împărți in două categorii : procedee de absorbție cu
regenerarea absorbantului si procedee de absorbție fără regenerarea absorbantului .

Procedee de absorbție cu regenerarea absorbantului:
Principalele criterii de alegere a absorbantului sunt : capacitatea și viteza de absorbție,
accesibilitatea și gradul de regenerare, simplitatea operațiilor, coroziunea aparatu rii, costul de
cumpărare . Viteza de absorbție este o mărime dependentă atât de natura și compoziția
absorbantului, cât și de factorii hidrodinamici ai procesului. Astfel , prin adaptarea unor
sisteme intense, cum sunt absorbția în strat sp umant, în tuburi V enturi, s-a observat o creștere
a absorbției în comparație cu sistemele clasice de absorbție în tuburi cu umplutură.
Absorbția în apă:
S-a constat at că apa are o capacitate de absorbție relativ redusă , chiar și la temperaturi
joase și concentrații mari ale SO 2 în gaze. Capacitatea de absorbție a apei scade considerabil
pe măsura scăderii concentrației gazelor sulfuroase, ceea ce duce la creșterea volumului de

absorbant necesar. În mod corespunzator , crește și energia necesară pentru recircularea apei
în turnurile de absorbție, precum si energia termică folosită pentru desorbția de SO 2. Se
apreciază că absorbția în apă a SO 2 conținând 3% SO 2 este nerentabilă, deși sunt propuneri
pentru aplicarea acestui p rocedeu și în cazul gazelor mai diluate (aprox. 2% SO 2), folosindu –
se absorbția în strat spumant.
Absorbția în soluții amoniacale:
Este considerată ca fiind una dintre cele mai eficiente metode de absorbție a SO 2,
fiind folosită de aceea în cazul gazelor relativ diluate, conținând 1 -4% SO 2 sau chiar sub 1%
SO 2. Gazele sulfuroase sunt absorbite într -o solutie concentrată de sulfit de amoniu, care
conține uneori, în vederea îmbunătățirii desorbției și pentru reducerea pierderilor de amoniac,
adaosuri de aciz i slabi nevolatili, anorganici și organici. Desorbția se produce prin încalzirea
soluției de bisulfit. Ca și în cazul apei, capacitatea de absorbție scade cu creșterea
temperaturii. Se constată, de asemenea, reducerea capacității de absorbție cu creșterea
raportului SO 2/NH 3 din soluție.
Absorbția în glioxal și acid glioxalic:
Propunerea de a folosi glioxalul și mai ales acidul glioxalic ca absorbanți ai dioxidului
de sulf este relativ recentă. S -a dovedit că acesta din urmă joacă un dublu rol, de absorbant și
de inhibitor de oxidare, ionul sulfat neputând fi decelat în soluție nici după cicluri repetate de
absorbție -desorbție. Absorbția dioxidului de sulf în soluții de acid glioxilic este selectivă.
Prezența CO 2, HCl și a altor gaze acide nu deranjează proc esul. Randamentul de absorbție
este mare chiar și în cazul gazelor conținând sub 1% SO 2. Absorbția este condusă la 20 -25°C ,
iar desorbția la 75 -95°C.
Absorbția în sulfat bazic de aluminiu:
Acest procedeu, deși aplicat la scară industrială în mai multe țăr i, și-a pierdut din
importanță. În timpul procesului de regenerare se formează produși secundari nedoriți.
Procedeul este relativ complicat, nefiind justificat din punct de vedere economic.

Procedee de absorbție fără regenerarea absorbantului:
Acestea s unt utilizate frecvent atunci când absorbantul poate fi comercializat ușor.
Absorbția SO 2 cu obținerea de produși finiți :
Procedeele de acest tip sunt folosite în special pentru valorificarea SO2 din gazele
reziduale. Majoritatea acestor procedee se bazează pe reacțiile dintre dioxidul de sulf și
soluțiile sau suspensiile diferiților oxizi sau carbonați metalici, rezultând, în funcție de gradul
de oxidare a soluțiilor, sulfiți sau sulfați.

În concluzie, procesul adoptat este absorbția SO 2 în apă.

2.1. Justificarea procesului tehnologic adoptat

Utilizarea procedeelor de absorbție este economică , mai ales în cazul gazelor de
concentrație medie 4 -14% SO 2, provenite , în cea mai mare parte , din arderea diferitelor
minereuri cu sulf. Pentru realizarea separării SO 2 din amestecul gazos se va folosi procedeul
de absorbție în apă, cu regenerarea absorbantului. Procedeul este economic, din punct de
vedere al absorbantului utilizat (apă) precum și al utilajelor folosite. Absorbantul este ușor de
procurat, ie ftin, netoxic , necoroziv, , ușor de manevrat. Procedeul se aplică cu randamente
bune, deoarece avem un procent volumic de SO 2 între 3 și 12%. Se preferă separarea prin
absorbție fața de cea prin distilare , a doua variantă fiind neeconomică .

2.2 Schema teh nologică. Descriere

Legendă :

1. Coloan ă de absorbție
Abur Inert (Aer)
Apă tur Apă retur
SO 2

2. Coloană de desorbție
3. Condensator
4. Separator de picături
5. Răcitor
6. Pompă de vehiculare a absorbantului regenerat
7. Recuperator de c ăldură
8. Rezervor de stocare a absorbantului regenerat
9. Pompă de vehiculare a soluției sulfuroase
10. Rezervor de stocare a soluției sulfuroase
11. Suflantă de vehiculare a amestecului gazos
12. Pompă de vehiculare a absorbantului

Ame stecul gazos (SO 2 + aer) este introdus în absorberul (1) cu ajutorul suflantei (11)
prin partea inferioară. Acesta circulă în contracurent cu absorbantul (apa), care se introduce
prin partea superioară a coloanei cu ajutorul pompei (12). În partea superioa ră se evacuează
inertul (aer), iar la partea inferioară soluția sulfuroasă , care este stocată în rezervorul (10). De
aici, cu ajutorul pompei (9), soluția se introduc e în recuperatorul de căldură (7 ) unde se
încălzește cu ajutorul apei calde ce părăsește c oloana de desorbție (2). Soluția aflată acum la
60°C este introdusă în desorberul (2) prin partea superioară.
Apa din desorber , care este trecută prin recuperatorul de căldură ( 7), este colectată în
rezervorul de stocar e (8), de unde cu pompa (6 ) este tra nsportată la răcitorul (5) și parțial
recirculată la absorber. Prin partea superioară a desorberului este eliminată faza gazoasă
(SO 2+H 2O), care este introdusă în condensatorul ( 3) unde condensează vaporii de apă cu
ajutorul apei reci provenite de la turnu l de răcire. Prin partea superioră a condensatorului este
eliminată apa de răcire epuizată care se trimite la turnul de răcire (retur).
Amestecul de SO 2(g) și urme le de apă sunt introduc în separatorul de picături (4), unde are
loc separera urmelor de apă lichidă , care se evacuează prin par tea inferioară a separatorului,
iar, împreună cu apa condensată din (3) ajung în vasul de stocare (8). SO 2(g) din separatorul
de picături (4) este trimis spre com primare .

Capitolul 3. Dimensionarea tehnologică a utilajelor

3.1 Premise generale de calcul. Date de echilibru în sistemul studiat
Datele de echilibru pentru sistemul SO 2 – H2O la 20˚C sunt prezentate în tabelul
următor și sunt exprimate în rapoarte molare X= [Kmoli SO 2/Kmoli Apă ] și Y= [Kmol
SO 2/Kmol Aer].

Tabel 1. Date de echilibru
CSO2 PSO2 XSO2 YSO2
[g SO 2/100 g H 2O] [mmHg] [Kmol SO 2/Kmol H 2O] [Kmol SO 2/Kmol aer]
0 0 0 0
0.5 42 0.00140625 0.058495822
1 82 0.0028125 0.120943953
1.5 129 0.00421875 0.204437401
2 176 0.005625 0.301369863
2.5 224 0.00703125 0.417910448
3 273 0.0084375 0.560574949
3.5 324 0.00984375 0.743119266
4 376 0.01125 0.979166667
4.5 428 0.01265625 1.289156627
5 482 0.0140625 1.73381295
5.5 536 0.01546875 2.392857143


OH KmolSO Kmol 0.00140625
18100645.0
1810064
22
SO2 SO22
Xc
XSO

2 0.0584958242 76042
760 1SO2 SO2
22
22 Ypp
yyY
SOSO
SOSO


Aer KmolSO Kmol2

094.0iy


Amestec KmolSO Kmol2

ii
iyy
Y1
=
10375.0094.01094.0



Aer KmolSO Kmol2

3.1.1 Bilanț de materiale la absorbție. Calculul debitului real de absorbant

Operația de absorbție presupune prezența a cel puțin două faze, o fază gazoasă și una
lichidă. În cazul nostru, faza gazoasă este reprezentată de amestecul SO 2 − aer, în care SO 2
este solutul, iar aerul reprezintă inertul. Absorbantul este reprezentat de apa proaspătă , lipsită
de SO 2. Schițând o coloană de absorbție cu umplutură și fluxurile de material care intră și ies,
echilibrul de bilanț de masă este:

NSO2 = G*(Y i-Yf) = L*(X f-Xi)

Unde:
NSO2 – debit de SO 2 transferat din faza gazoasă în faza lichidă [Kmol SO 2/h];
G – debit molar de gaz inert [Kmol aer/h];
L – debit molar de absorbant [Kmol apă/h] ;
Yi, Yf – concentrația solutului (SO 2) în amestecul gazos la intrare a, respectiv la ieșirea din
coloană , exprimat ă sub formă de rapoarte molare [Kmol SO 2/Kmol aer];
Xi, Xf – concentrația SO 2 în faza lichidă , la intrarea, respectiv la ieșirea din coloană.
exprimată sub formă de rapoarte molare [Kmol SO2/Kmol apă].

Deoarece apa proaspătă este lipsită de SO 2 avem X i = 0, astfel că:

NSO2= G*(Y i-Yf)=L*Xf
06875.1334.22094.0132904.22) 1(0
iV y GG


hAer Kmol

abs i i f
if i
abs YY YYYY  

00778.0 925.0 10375.0 10375.0 fY


Aer KmolSO Kmol2

  77.12 00778.0 10375.0 06875.1332    SON


hSO Kmol2

Debitul real de absorbant se calculează cu formula:

minL Lr

Unde:
φ – coeficient de exces de absorbant; ia valori cuprinse între 1,2 și 1,4 → φ = 1.2

Determinarea debitului minim de absorbant implică cunoașterea concentrației
solutului în faza l ichidă la echilibru (finală), corespunzătoare concentraț iei solutului în faza
inițială gazoasa. Concentrația de echilibru se poate determina analitic sau grafic

Grafic 1. Diagram a de echilibru

Conform diagramei de echilibru, 𝑋𝑓∗=0.00241


OH KmolSO Kmol
22 .
Debitul minim de lichid:

755. 52980024.077.122
min 
fSO
XNL


hKmol

Debitul real de lichid:

755. 52982.1min L Lr= 6358.5


hKmol

Raportul molar de SO 2 în faza lichidă la ieșirea din coloană:

00201.02LNXSO
f


OH KmolSO Kmol
22

Debit molar de alimentare al SO 2-ului in faza gazoasă:

8.13 10375.0 06875.133,2 i GSO YG n
i


hSO Kmol 2

Debit molar de evacuare al SO 2-ului in faza gazoasă:

0353.1 00778.0 06875.133,2 f G SO YG n
f


hSO Kmol 2

Debit molar de alimentare al SO 2-ului in faza lichidă:

0,2
iL SOn


hSO Kmol 2

Debit molar de evacuare al SO 2-ului in faza lichidă:

77.12
2 2, SO L SO N n
f


hSO Kmol 2

Debitele totale de gaz ș i de lichid la intrarea , respectiv ieșirea din coloană :

875.146) 10375.01( 06875.133) 1(,   i ig Y G n


hKmol

1.134) 1(, f fg Y G n


hKmol

5.6358 ) 1(,  L X L ni il


hKmol
28. 6371) 1(, f fl X L n


hKmol

Datele bilanțului de materiale sunt centralizate in Tabelul 2.

Tabelul 2. Bilanț de materiale

Stare de
agregare
Compon
ent Materiale intrare Materiale ieșite
Debite Concentrații Debite Concentrații
kmoli
/h kg/h m3/h Xi Yi kmoli
/h kg/h m3/h Xf Yf
Faza
gazoasă SO 2 13.80
58 833.5712 387,70
1 0,10
375 1.035
2 66.2528 29.070
996 0.0077
8
Aer 146.8
746 4224.675
94 3522.5
5264 0.89
625 146.8
746 4244.675
94 3522.5
5264 0.9922
2
Total 160.6
804 5128.247
14 3910.2
53917 1 147.9
098 4310.928
74 3551.6
23636 1

Faza
lichidă SO 2 0 0 0 0 12.77
06 817.3184 0.5909
7 0.002
01
H2O 6358.
5062 114453.1
116 114.65
9498 1 6358.
5062 114453.1
116 114.65
9498 0.997
99
Total 6358.
5062 114453.1
116 114.65
9498 1 6371.
2768 115270.4
3 115.25
047 1

Total general 6519.
1866 119581.3
5874 1 1 6519.
1866
119581.3
5874 1 1

Unde :
ρSO2(g)=2.279 kg/m3 MSO2=64 Kg/Kmol
ρaer=1.205 kg/m3 Maer=28.9 Kg/Kmol
ρapă=988.2 kg/m3 Mapă=18 Kg/Kmol
ρSO2(l)=1383 kg/m3

3.1.2 Calculul bilanțului termic la absorbție

Din punct de vedere al regimului termic, operația de absorbție poate fi condusă în
regim izoterm sau neizoterm.
Regimul izoterm este specific situației în care concentrația solutului în faza gazoasă
este mică, iar absorbția se realizează într -o cantitate mare de absorbant.
Regimul neizoterm este caracteristic situației în care concentrația solutului din faza
gazoas ă este ridicată și absorbția se realizează într -o cantitate mică de absorbant. Temperatura
fazei lichide poate poate crește până la o asemenea valoare la care începe desorbția. Pentru a
evita acest lucru, absorbantul este răcit între trepte, fie în răcitoa re plasate în interiorul
absorberului sau în exteriorul acestuia.
Schițând o coloană de absorbție cu fluxurile termice intrate și ieșite, se poate scrie
ecuația generală de bilanț termic pentru absorber:

QLi + Q Gi + Q abs = Q Lf + Q Gf + Q p

Efectul termic de absorbție (Q abs) se compune atât din căldura de dizolvare (Q diz) cât
și din că ldura de concentrare a soluț iei. Valoarea acesteia se
regăsește în literatură sub forma căldurii integrale de dizolvare și
depinde de cantitatea de solvent utilizată . Explic itând fiecare
termen al ecuației generale de bilanț termic urmă rim determinarea
temperaturii fazei lichide la ieșire din absorber.

iG P i Gi T cG Y Q
Gi , ) 1( 

fG Gf f Gf T cG Y Q, ) 1( 

iL P i Li T cL X Q
iL ,,) 1( 

fL P f Lf T cL X Q
fL ,,) 1( 

abs abs i abs H YG Q 

abs p Q Q  %53

Unde :
QGi – căldura amestecului gazos la intrare a in coloană
QGf – căldura amestecului gazos la ieșirea din coloană
QLi – căldura absorbantului la intrare in coloană
QLf – căldura absorbantului la ieșirea din coloană
Qabs – căldura de absorbție
Qp – căldura pierdută
,ifXX
– concentra țiile SO 2 in faza lichid ă la intrarea ș i la ie șirea din coloan ă, exprimate sub
formă de rapoarte masice, [Kg SO 2/Kg H 2O]
,ifYY
– concentra țiile SO 2 in faza gazoas ă la intrarea și la ie șirea din coloan ă, exprimate sub
formă de rapoarte masice, [Kg SO 2/ Kg aer]
, , ,Li Lf Gi GfCp Cp Cp Cp
– căldurile specifice a fazei lichide și gazoase la intrarea și ieș irea din
coloană, [J / Kg * K]
ΔH abs – entalpia de absorbț ie, [KJ / Kg]; ΔH abs=-559.876 KJ / Kg
,Li LfTT
– temperatura absorbantului la intrare și la ieș ire din coloan ă
,Gi GfTT
– temperatura amestecului gazos la intrare și la ieșire din coloană

Pentru a putea calcula căldurile, trebuie, prima dată, calculate rapoartele masice.
Acestea se calculează cu urmatoarele relații :






aer KgSO Kg0.01567. 424424.66aer KgSO Kg0.2087. 42442.883apă KgKgSO0.00711445328.817apă KgSO Kg0
2222
fifi
YYXX









gazos amestec KgSO Kg0.01536
1gazos amestec KgSO Kg0.172
1lichid amestec KgSO Kg0069.0
1lichid amestec KgSO Kg0
2222
ff
fii
iff
fi
YYyYYyXXxx

Căldurile specifice pentru componenții puri, la 20˚C :

Cp,SO2(l) = 1.4 KJ/ Kg * K
Cp,SO2 = 0.6178 KJ/ Kg * K
Cp,aer = 1.005 KJ/ Kg * K
Cp,apă = 4.182 KJ/ Kg * K

Cu aceste valori se calculeză căldurile specifice, cu următoarele formule:










K KgKJx c x c cK KgKJcK KgKJy c y c cK KgKJy cy c c
f apăp f L SOp PPf aerp f SOp Pi aerp i SOp P
fLiLfGiG
162.4) 1(182.4994.0) 1(938.0) 1(
, )( ,, ,, ,
2 ,,2 ,2 ,

În continuare, se calculează căldurile :

G = 4244.7 Kg Aer/h = 1.18 Kg/s
L = 114453 Kg Ap ă/h = 31.8 Kg/s
TG,i = TL,i = 20˚C


sKJT cG Y QiG P i GiGi96.391 ) 1(,

sKJT T cG Y QfG fG Gf f Gf , , 19.1 ) 1(


sKJT cL X QiL P i LiiL315. 38985 ) 1(,,


sKJT T cL X QfL fL P f LffL , , 28.133 ) 1(
,


sKJH YG Qabs abs i abs 11.127 


sKJQp0

Din ecuația bilanțului termic,

QLi + Q Gi + Q abs = Q Lf + Q Gf + Q p

și considerând că faza lichidă si faza gazoasă ies cu aceeași temperatură (T f),
TG,f = T L,f, rezultă : 39504.385 = 134.47*T f → Tf = 293.778 K.
Temperatura nu crește cu mai mult de 30˚C (ΔT = T f – Ti =293.778 – 293.15 =
0.628 ˚C),
deci procesul este unul izoterm.

3.2 Calculul coloanei de absorbție

3.2.1 Descrierea utilajelor pentru absorbție

Absorberele sunt aparate ce trebuie să îndeplinească condițiile necesare procesului
pentru care sunt fabricate: conducerea optim ă a gazului și lichidului, suprafața de contact
între gaz ș i lichid cât mai mare ( obținută prin divizarea fluidului în filme sub țiri, stropi sau
bule), pierderi de presiune scăzute, consum energetic redus, rezistență la agr esivitatea
fluidelor, cost minim .

Absorberele pot fi:
Absorberele prin pulverizare : includ scruberele fără umplutură și scruberele mecanice.
Cele mai simple co loane de absorbție sunt reprezentate de coloane cilindrice goale pe care
gazul le traversează de jos în sus sub o ploaie de lichid. Sunt folosite pentru gazele cu
solubilitate mare în lichidul absorbant. Pentru intensificarea contactului dintre faze se
utilizează dispozitive mecanice care produc o pulverizare profundă a lichidului sau circuite
interne de lichid.
Absorbere prin barbotare : funcționează prin barbotarea gazului divizat prin trecere
prin plăci perforate, țevi, straturi granulare, corpuri de umpl ere sau dispozitive mecanice de
dispersare prin lichidul absorbant .
Absorberele cu umplutură : prezintă o serie de avantaje, suprafata de absorbție pe
unitatea de volum este mare, construcția simplă, deci posibilitatea de a fi executate din
materiale antic orozive, pierderi de presiune mici. Spre deosebire de coloanele cu talere, unde
contactul dintre faze și implicit variația concentrației are loc în mod discret, într -un număr fix
de trepte, la coloanele cu umplutură concentrația variază continuu pe toată î nălțimea
umpluturii.

Coloanele cu umplutură :
Coloanele de absorbție cu umplutură au avantaje importante: suprafața mare de
absorbție pe unitatea de volum, construcție simplă și deci posibilitatea de a le executa din
materiale rezistente la coroziune, pierdere mică de presiune. Ele sunt indicate pentru lucrări
experimentale (de cercetare), pentru coloane industriale cu diametrul sub 1.8 m, pentru
tratarea fluidelor corozive. Ca umplutur ă, se pot folosi : corpuri de umplere cu forme
geometrice definite (i nele Raschig, șei Berl, etc.), materiale (cuarț, cocs) cu forme geometrice
nedefinite, inele așezate regulat, grătare.
Corpuri de umplere cu formă regulată : sunt umpluturile cele mai răspândite :inele
Raschig, șeile Berl, inele Pall, etc; confecționate din tablă, materiale ceramice sau materiale
plastice. Corpurile mici au o mare suprafată specifică, dar și o rezistență hidraulică mare și
invers. Spărturile rezultate din corpurile ceramice măresc considerabil rezistența hidraulică a
stratului. O condiție esențială pentru contactul bun între faze este evitarea formării de canale
preferențiale, adică a locurilor, prin care fluidul circulă preferențial lăsând ce a mai mare parte
a secțiunii umpluturii neutilizată. Formarea de canale se evită prin turnarea îngrijită și
uniformă a umpluturii în strat, prin repartizarea uniformă a fazei lichide și prin fracționarea

stratului în porțiuni de înălțime mai mică între car e se intercalează dispozitive pentru
colectarea și redistribuirea lichidului.
Pentru o mai bună repartizare a lichidului în secțiunea transversală a stratului se
recomandă ca diametrul nominal al umpluturii sa fie de cel puțin de 8 ori mai mic decât
diame trul coloanei (D c). Efectul dezavantajos al peretelui descrește cu cât raportul d/Dc
dintre diametrul nominal al corpurilor de umplere si diametrul coloanei este mai mic; este
contraindicat să se foloseasca corpuri cu diametrul mai mare de 1/8 din diametru l coloanei și
se recomandă ca acest raport să fie sub 1/10.
Corpurile de umplere cu formă neregulată : bucăți de cocs, cuarț, andezit sau șpan,
surcele de lemn, sau materiale ieftine care se găsesc ușor. Au, în general, dimensiuni de 25 –
100 mm. Au avantaj ul de a fi ieftine, însă au o suprafață specifică mică și un volum liber mic
și determină o rezistență hidraulică însemnată. Acest tip de umplutură se utilizează rar.
Grătarele suprapuse înlocuiesc din ce în ce mai mult corpurile de umplere și talerele
coloanelor. Se construiesc din lemn, materiale ceramice sau metal în formă simplă ca bare
paralele sau în forme complicate care urmăresc dirijarea eficientă a lichidelor .
Pentru aplicațiile coloanelor cu umplutură sunt importante următoarele aspecte:
determin area punctului de înecare, pierderea de presiune în domeniul de sub punctul de
încarcare, regimul optim de funcționare al coloanei.
Pentru a asigura un factor de eficatitate a umpluturii cat mai apropiat de unitate e
necesar să existe cel putin 50 de punct e de picurare pe m2 de secțiune a stratului de
umplutură.
Dimensionarea tehnologică a coloanelor de absorbție presupune determinarea
diametrului coloanei , din considerente hidrodinamice, a înălțimii umpluturii din
considerente privind transferul de masă și a înălțimii coloanei din considerente constructive.

3.2.2 Calculul diametrului absorberului

Diametrul unei coloane de absorb ție influen țează viteza de circula ție a fazelor în
coloan ă.
Diametrul se determină din ecuația debitului de fază continuă care circulă prin
coloană:

fc
f v wDwA G 42
fv
cwGD4
Unde:
Gv – debitul volumic de aer , Gv = 3290 ·293.15/273.15 = 3531.025 m3/h = 0.98 m3/s
Dc – diametrul coloanei, [m]
wf – viteza fictiv ă, [m/s]
Viteza fictivă (w f) a gazului în coloană este limitată de fenomenul de inversie a
fazelor (înecul coloanei), cand gazul devine faza discontinuă, iar faza lichidă devine faza
continuă. Studiul experimental a pus in evidență faptul că do meniul optim de lucru pentru w f
este: (0.7 – 0.9)·w i.
Viteza de înec poate fi calculată cu o serie de relații empirice , dintre care cea mai
utilizată este ecuația lui Kafarov:

125.0 25.0
316.0 2
75.1 lg









lg
ll g i
GLA
gw



Unde:
ρg , ρl – densitatea gazul ui, respectiv a lichidului, ρl = 988.2 Kg/m3,
ρg = y i·ρso2 + (1-yi) ·ρAer =0.094 ·2.279+(1 -0.094) ·1.205 = 1.306 Kg/m3
ηl – vâscozitatea dinamică a lichidului, η l = 1 cP
σ – suprafața specifică a umpluturii
ε – volum liber
g – accelerația gravitațională , g = 9.81 m/s2
L, G – debitul masic al lichidului, respectiv al gazului, [ Kg/s]
L = 31.8 Kg/s
G = 1.18 Kg/s

Tabel 3. Caracteristicile umpluturii
A = 0.022 – pentru inlele Raschig
Se introduc aceste valori in ecuația lui Kafarov:

smw w ww
i i ii
535.0 01919.0 067.0 7169.1 067.0 lg2.998306.1
18.18.3175.1 022.0
81.9 74.02.998204 1 306.1lg
2 2125.0 25.0
316.0 2
 









În continuare, se calculează w f:
smwf 444.0 535.083.0 
Cu ajutorul vitezei fictive calculate, se determină diametrul coloanei:
m D Dc c 676.1444.098.04
Se verific ă raportul d u/Dc = 0.025/1.676 = 0.015 < 8.

3.2.3 Calculul înălțimii umpluturii absorberului

În general, înălțimea unei coloane de absorbție cu umplutură este dată de înălțimea
umpluturii. Calculul înălțimii umpluturii se poate face prin 3 metode:
1) Din suprafața de transfer de masă
2) Pe baza IUT x NUT
3) Pe baza n T x IETT

3.2.3.1 Calculul înățimii u mpluturii din suprafața de transfer de masă

Se poate calcula folosind concentraț iile SO 2 în faza lichidă cât și cele în faza gazoasă.

a) În faza gazoasă

m y A Y A K N 

Unde:
NA – debitul de SO 2 absorbit , NA = 12.77 Kmoli SO 2/h
Ky – coefi cient global de transfer de masă; in cazul nostru se raportează la faza gazoasă
A – aria de transfer de masă
ΔY m – diferen ța de poten țial mediu global raportat la faza gazoasă

Unde:
Vu – volumul umpluturii
Hu – înaltimea umpluturii
f – factor de eficacitate , f = 1

SY KNH
m YA
u

Unde:
S – aria sec țiunii coloanei , S = 2.2 m2
σ – suprafața specifică a umpluturii , σ = 204 m2/m3

I. Metoda grafică

Pentru a transforma Ky în unități de măsură [Kmol/ m2· h ·ΔY] se utilizează relațiile:

𝐾𝑚𝑜𝑙
𝑚2×ℎ×𝑎𝑡𝑚=𝑃
𝑃𝐴𝑒𝑟×82.06×10−3×𝑇[𝑚
ℎ]

Unde:
P –reprezintă presiunea totală de lucru
PAer – reprezintă diferența de presiune a inertului la vârful și la baza coloanei

𝑃𝐴𝑒𝑟=𝑃×(𝑦𝑖−𝑦𝑓)
ln(𝑃×(1−𝑦𝑓)
𝑃×(1−𝑦𝑖))=0.9434 [𝑎𝑡𝑚 ]
𝐾𝑚𝑜𝑙
𝑚2×ℎ×∆𝑌𝑚=𝐾𝑚𝑜𝑙
𝑚2×ℎ×𝑎𝑡𝑚×𝑃
𝑃𝐴𝑒𝑟×𝑅×𝑇×𝑉0×𝑇
𝑃×𝑇0

Unde :
R – constanta universală a gazelor și este egală cu 0,08206 [Kmol*K/m3*atm]
T – temperatura de lucru în coloană și este egală cu 293,15 [K]
V0 – volumul unui Kmol de gaz în condiții normale și est e egal cu 22,4 [m3]
T0 – temperatura echivalentă cu 0˚ C, exprimată în grade Kelvin și este egală cu 273,15

𝐾𝑌=0.13×1
0.9434 ×0.08206 ×293 .15×22.4×293 .15
273 .15=0.13771 [𝐾𝑚𝑜𝑙
𝑚2×ℎ×∆𝑌𝑚]

Pentru determinarea lui K x se folosește următoarea formula:

𝐾𝑋=𝐾𝑌×tan𝛽=0.13771 ×44.127 =6.076 [𝐾𝑚𝑜𝑙
𝑚2×ℎ×∆𝑌𝑚]

Unde, tan𝛽 se calculeaz ă din graficul diagramei de echilibru și este egală cu 44.127.
Diferența medie de potențial global (ΔYm) se poate determina analitic atunci când
atât linia de operare cât și linia de echilibru sunt drepte, sau grafic.
Pentru aceasta se trasează pe același grafic atât linia de operare cât și linia de echilibru
pentru procesul studiat. Între valorile lui X i și X f, în zona cuprinsă între linia de operare și linia
de echilibru se duc paralele la ordonată citindu -se perechile de valori (Y, Y*).

Grafic 2. Perechi de valori (Y, Y*)

Tabel 4. Perechi de valori (Y, Y*)

Y Y* 1/Y-Y*
0.10375 0.084 50.63
0.084 0.066 55.55
0.066 0.0515 68.96
0.0515 0.039 80
0.039 0.025 90.9
0.01505 0.00778 137.5

Aria de sub curba din graficul f(Y)= 1/Y-Y* calculată cu programul Microsoft Excel
reprezintă valoarea integralei A și este egală cu 6.93. Astfel :





KmoliAerKmoliSO
AYY
YYdYYYYf i
YY
fYYf i
m
i2
) (
) (0128.093.601505.0 10375.0
**
*

Cu valoarea lui ΔY m si utilizând relația:

𝐻𝑢=12.77
0.13771 ×2.2×204 ×0.0128=16.14[𝑚]

II. Metoda analitică

∆𝑌𝑚=(𝑌𝑖−𝑌𝑖∗)−(𝑌𝑓−𝑌𝑓∗)
ln[(𝑌𝑖−𝑌𝑖∗)
(𝑌𝑓−𝑌𝑓∗)]=(0.10375 −0.084 )−(0.01505 −0.00778 )
ln[(0.10375 −0.084 )
(0.01505 −0.00778 )]=0.012488
𝐻𝑢=12.77
0.13771 ×2.2×204 ×0.012488=16.54[𝑚]

Diferența între cele doua metode este mai mică de 1.5 m, astfel că, în continuare, se va
folosi media artimetică a celor două valori:

𝐻𝑢=16.14+16.54
2=16.34[𝑚]

b) În faza lichidă

m X A Y A K N 

Unde:
NA – debitul de SO 2 absorbit, N A = 12.77 Kmoli SO 2/h
KX – coefi cient global de transfer de masă; in cazul nostru se raportează la faza lichidă
A – aria de transfer de masă
ΔX m – diferen ța de poten țial mediu global raportat la faza lichidă

Unde:
Vu – volumul umpluturii
Hu – înaltimea umpluturii
f – factor de eficacitate, f = 1

S X KNH
m XA
u

Unde:
S – aria sec țiunii coloanei , S = 2.2 m2
σ – suprafața specifică a umpluturii , σ = 204 m2/m3

I. Metoda grafică

Determinarea grafică a ΔX m urmează aceași pași pe care i -a urmat și determinarea
grafică a ΔY m:

Grafic 3 . Perechi de valori (X*, X)

Tabel 5 . Perechi de valori (X*, X)

X* X 1/X*-X
0.00018 0 5555.55
0.00053 0.0003 4347.82
0.00083 0.00055 3571.42
0.00119 0.00085 2941.17
0.00158 0.0012 2631.58
0.002 0.00159 2439.02

Aria de sub curba din grafic ul f(X )= 1/X*-X calculată cu programul Microsoft Excel
reprezintă valoarea integralei A și este egală cu 6. 244. Astfel :


 kmoliApăkmoliSO
AX XXi f
m200025.0244.600159.0

Cu valoarea lui ΔY m si utilizând relația:

S X KNH
m XA
u

𝐻𝑢=12.77
0.00025 ×2.2×204 ×6.076=18.73[𝑚]

II. Metoda analitică

∆𝑋𝑚=(𝑋𝑓∗−𝑋𝑓)−(𝑋𝑖∗−𝑋𝑖)
ln[(𝑋𝑓∗−𝑋𝑓)
(𝑋𝑖∗−𝑋𝑖)]=0.00028


kmoliApăkmoliSO2
𝐻𝑢=12.77
0.00028 ×2.2×204 ×6.076=16.72[𝑚]

Diferenta între cele două metode este mai mare de 1.5 m, deci se va alege metoda
grafică: H u = 18.73 m.
Pentru o estimare cât mai precisă, vom utiliza o medie a valorilor obținute pentru faza
gazoasă și pentru faza lichidă. Astfel:

𝐻𝑢=16.34+18.73
2=17.535 [𝑚]

3.2.3.2 Calculul înălțimii umpluturii pe baza IUT x NUT

𝐻𝑢=(𝐼𝑈𝑇 )𝐺,𝐿×(𝑁𝑈𝑇 )𝐺,𝐿

Unde :
IUT – înălțimea unității de transfer corespunzătoare fazei gazoase (sau lichide)
NUT – numărul unităților de transfer corespunzătoarea fazei gazoase (sau lichide)

a) Faza gazoasă

S KGIUT
YG) (

G NUT ) (

*
**i i
f fYY
YYYYdY

𝐻𝑢=(𝐼𝑈𝑇 )𝐺×(𝑁𝑈𝑇 )𝐺=160 .675
0.13771 ×2.2×204×6.93=18.01[𝑚]

b) Faza gazoasă

S KLIUT
XL) (

L NUT ) (

f f
i iX X
X XX XdX*
**

𝐻𝑢=(𝐼𝑈𝑇 )𝐿×(𝑁𝑈𝑇 )𝐿=6358 .5
6.076 ×2.2×204×6.244 =14.56[𝑚]

Pentru o dimensionare mai precisă, vom lua în considerare o medie a valorile obț inute :

𝐻𝑢=18.01+14.56
2=16.285 [𝑚]

Valoarea finală a înălțimii umpluturii o obținem calculând media aritmetică a
dimensiunilor obținute prin cele două metode (din suprafața de transfer de masă și pe baza
IUT x NUT ). Astfel:

𝐻𝑢,𝑓=17.535 +16.285
2=16.91[𝑚]

3.2.4 Calculul înălțimii absroberului

Înălțimea umpluturii în coloană trebuie să urmeze anumite reguli pentru că se poate
tasa sub propria greutate, pot aparea curgeri prefernțiale sau poate crește pierderea de
presiune.
Dispunerea umpluturii în coloanele cu umplutură se poate face în vrac sau aranjată și
în straturi de înălțimi bine definite. Aceste înălțimi se determină ținând cont de natura
procesului, de natura materialelor ce intră în coloană și de diametrul coloanei. Astfel dacă
înălțimea unui strat de umplutură este prea mare pot apărea curgeri preferențiale ale celor
doua faze, lichidul tinzând spre pereții coloanei, iar gazul urmând mijlocul acesteia. În acest
caz, absorbția nu mai este eficientă, deoarece cele dou ă faze nu mai vin în contact.
Pierderile mari de presiune datorită straturilor de umplutură reprezintă o altă problemă care
poate sa apară. De aceea, umplutura trebuie sa fie asezată în asa fel încât să nu permit
curgerile preferențiale și să determine pi erderi de presiune nu foarte mari în interiorul
coloanei. Pentru procesul studiat, umplutura este dispusă pe mai multe straturi, fiind în vrac.
Există un anume raport între H u (înăltimea unui strat de umplutură) și D c (diametrul
coloanei) .
Pentru o valoar e a diametrului coloanei cuprinsă între 1,4 și 2,2 m se recomandă o
înălțime maximă a stratului egală cu de trei ori diametrul coloanei. Astfel:
Hstrat max = 3 * Dc = 3*1,67 6 = 5,03 [m]
Împărțind înălțimea coloanei la înălțimea maximă a unui strat de umplu tură, obținem numărul
de straturi de umplutură.
Nrstraturi = H u / Hstrat max = 16.91 /5,03 = 3,36 ≈ 3
Pentru că procesul se poate efectua fără a utiliza un număr de straturi mai mare de 5,
absorbția se poate realiza într -o singură coloană de absorbție. Înă lțimea coloanei se calculează
astfel:
Hc = Nr straturi * Hstrat + h 1 + h2 + ( Nr straturi -1) * h 3
Unde:
h1 – distanța între vârful ultimului strat de umplutură și vârful coloanei [1 – 1,5 m ]
h2 – distanța de la baza primului strat de umplutură până la baza coloanei [1 – 2 m ]
h3 – distanta între straturi [0,5 – 1m]

Hc=3*5.03 + 1 + 2 + 0.5 * (3 – 1) = 19.09 [m]

3.2.5 Calculul dimensiunilor racordurilor absorberului

Diametrul racordurilor se obț ine din ecuația de debit volumic de fluid care circulă prin
ele:

𝐺𝑣=𝜋×𝑑𝑟2
4×𝑤<=>𝑑𝑟=√4×𝐺𝑣
𝜋×𝑤

Metoda de calcul este următoarea:
– din literatură se aleg valori orientative pentru viteză
– cu valorile alese se calculează diametrul racordului
– diametr ul calculat se standardizează
– se recalculează viteza folosind diametrul STAS

1) Racord intrare gaz

Gv,i = 3910.11 [m3/h] = 1.086 [m3/s]
wadmis = 10 [m/s]
𝑑𝑟=√4×𝐺𝑣
𝜋×𝑤=0.37 [𝑚]
dr,STAS = 0.4 [m]
𝑤𝑟𝑒𝑐𝑎𝑙𝑐𝑢𝑙𝑎𝑡 ă=4×𝐺𝑣
𝜋×𝑑𝑟2=8.64 [𝑚
𝑠]

2) Racord ieșire gaz

Gv,e = 3551.62 [m3/h] = 0.9865 [m3/s]
wadmis = 10 [m/s]
𝑑𝑟=√4×𝐺𝑣
𝜋×𝑤=0.35 [𝑚]
dr,STAS = 0.4 [m]
𝑤𝑟𝑒𝑐𝑎𝑙𝑐𝑢𝑙𝑎𝑡 ă=4×𝐺𝑣
𝜋×𝑑𝑟2=7.85 [𝑚
𝑠]

3) Racord intrare lichid

Lv,i = 114.66 [m3/h] = 0.03185 [m3/s]
wadmis = 1 [m/s]
𝑑𝑟=√4×𝐺𝑣
𝜋×𝑤=0.2 [𝑚]
dr,STAS = 0.2 [m]
𝑤𝑟𝑒𝑐𝑎𝑙𝑐𝑢𝑙𝑎𝑡 ă=4×𝐺𝑣
𝜋×𝑑𝑟2=1[𝑚
𝑠]

4) Racord ieșire lichid

Lv,e = 115.251 [m3/h] = 0.032 [m3/s]
wadmis = 1 [m/s]
𝑑𝑟=√4×𝐺𝑣
𝜋×𝑤=0.2 [𝑚]
dr,STAS = 0.2 [m]
𝑤𝑟𝑒𝑐𝑎𝑙𝑐𝑢𝑙𝑎𝑡 ă=4×𝐺𝑣
𝜋×𝑑𝑟2=1 [𝑚
𝑠]

Tabel 6. Centralizator diametre racorduri

Faza
Denumire
racord
Viteza [m/s]
Diametru racord [m]
Admisă Recalculată Calculat STAS

Gazoasă

Intrare
gaz
10
8.64
0.37 0.4

Ieșire
gaz
10
7.85
0.35 0.4

Lichid ă

Intrare
lichid
1
1
0.2 0.2
Ieșire
lichid
1
1 0.2 0.2

3.2.6 Calculul masei absorberului

mcoloană = m umplutură + m material + m elemente auxiliare
mumplutură = V umplutură * m specifică = 𝜋×𝐷𝑐
4×𝐻𝑢×𝑚𝑠𝑝𝑒𝑐𝑖𝑓𝑖𝑐 ă = 11842 [Kg]

Pentru că atât tola cât și capacul sunt confecționate din același material, oțel−carbon
(OLC37), denistatea tolei va fi egală cu densitatea capacului, adică 7850 [Kg/m3].

Pentru că utilizăm aceeași grosime de 5 mm [ 5 * 10-3 m ] și pentru tolă și pentru
capac, vom nota de acum, gros imea materialului cu δ.
mmaterial = m tolă + 2 * m capac = ρ tolă * V tolă + 2 * ρ capac * V capac = ρ * π * δ * (H c + D c/2)
mmaterial = 2457.3 [Kg]
melemente auxiliare = 0.1 * ( mumplutură + mmaterial ) = 143 [Kg]
mcoloană = 14442.3 [Kg] (Aproximativ 14.5 t)

3.2.7 Fișa tehnică a absorberului

Tabel 7. Fișa tehnică a absorberului

Denumirea utilajului Coloană de absorbție
Număr bucăți 1
Poziție de funcționare Verticală
Destinație Absorbția SO 2 – ului dintr -un amestec
gazos, în apă.
Funcționare Amestecul gazos și absorbantul circulă
în contracurent, iar absorbția se
realizează pe straturi de inele Raschig
dispuse în vrac.
Dimensiuni de gabarit Diametru D c = 1.676 [m]
Înălțime H c = 19.09 [m]
Înălțimea umpluturii H u = 16.91 [m]
Masa coloanei mcoloană = 14.5 [t]
Conexiuni 2 racorduri cu d = 0.4 [m]
2 racorduri cu d =0.2 [m]
Materiale de construcție Virola: oțel−carbon (OLC37)
Umplutura: inele ceramice Raschig
25x25x3

3.3 Calculul coloanei de desorbție

Dimensionarea tehnologică a coloanelor de desorbsorbție presupune determinarea
diametrului coloanei, din considerente hidrodinamice, a înăltimii umpluturii din
considerente privind transferul de masă și a înălțimii coloanei din considerente constructive.
Dimensionarea se face în mod identic cu cea a absorberului. Se va admite o coloană de
desorbție cu aceleași dimensiuni ca și absorberul:
Dc = 1.676 [m]
Hc = 19.09 [m]

3.3.1 Calculul necesarului de abur la desorbție

Necesarul de abur se calculează din bila nțul termic pentru desorber.

Ecuaț ia generală a bilanț ului termic:

Qintrat = Q ieșit

Ecuația generală a bila nțului termic pentru desorber:

Qabur + Q sol. inițială = Q SO2 + Q abur antrenare + Q desorbție + Q absorbant regen. + condens + Q p

Qabur = G masic abur * iabur

Unde:
Gmasic abur – debitul masic de abur
iabur – entalpia vaporilor de apă saturați și la 100 de grade Celsius este egală cu 2679 [Kj/Kg]

Qabur = 2679 * Gmasic abur [KJ/h]

Qsol. inițială = G m sol. * C p sol. * T int.

Unde:
Gm sol. – debitul masic de soluție sulfuroasă la intrarea în coloană si este egal cu 114453
[Kg/h]
Cp sol. – căldura specifică a soluție i sulfuroase și se calcuează astfel:
Cp sol. = C p apă (60 ) * (1 – x) + C p SO2 (60) * x
Cp apă (60 ) = 4,18 5 [KJ/Kg * K ]
x = 0.0069 [ KgSO2/Kg amestec lichid ]
Cp SO2 (60) = 1,52 [KJ /Kg * K]
Cp sol. = 4.1666 [KJ/Kg * K ]
Tint. – temperatura de intrare în coloana de desorbție, exprimată în grade Kelvin și este egală
cu 333.15

Qsol. inițială = 114453 * 4.1666 * 333.15 = 158872528 [KJ/h]

QSO2 = G m SO2 * C p SO2 (100) * T ieș

Unde:
Gm SO2 – debitul masic de SO 2 ieșit din coloana de desorbție și este egal cu 817.28 [Kg/h]

Cp SO2 (100) – căldura specifică a SO 2 – ului la ieșirea din coloana de desorbție la temperat ura
finală și este egală cu 0,6264 [Kj/Kg * K ]
Tieș – temperatura de ieșire a SO 2 – ului din coloana de desorbție și este egală cu 37 3,15 grade
Kelvin

QSO2 = 817.28 * 0.6264 * 373.15 = 191032 [KJ /h]

Qabur antrenare = G m abur antrenare * iabur

Unde :
Gm abur antrenare – debitul de aer necesar antrenării SO 2 – ului. Din practică s -a constat că un
volum de abur antrenează 1,5 volume de SO 2. Astfel:

1,5 * Gv abur antrenare = G v SO2
Gv = G m /ρ
1,5 * G m abur antrenare / ρabur (100) = G m SO2 / ρSO2 (100)
Gm abur antrenare = (Gm SO2 * ρabur (100))/ (1,5 * ρ SO2 (100))
ρabur (100) = P*M abur /R*T (100) = 1 * 18 / 0.08206 * 373,15 = 0.5878 [Kg/m3]
ρSO2 (100) = P*M SO2/ R* T(100) = 1 * 64 / 0.08206 * 37 3.15 = 2.09 [Kg/m3]
Gm abur antrenare = 817.28 * 0.5878 / (1.5 * 2.09) = 153.2367 [Kg/h]

iabur – entalpia vaporilor de apă saturați și la 100 de la grade Celsius este egală cu 2679
[KJ/Kg]

Qabur antrenare = 153.2367 * 2679 = 410521 [KJ/h]

Qdesorbție = -ΔH diz * Gm SO2

Unde:
ΔH diz – entalpia de dizolva re și este egală cu -559,876 [KJ /Kg]
Gm SO2 – debitul masic de SO 2 și este egal cu 817.28 [Kg/h]

Qdesorbție = -(-559.876) * 817.28 = 457575 [KJ/h]

Qabsorbant regen. + condens = (G m sol. + G m abur – Gm abur antrenare ) * Cp apă * Tieș

Unde:
Cp apă – căldura specifică a apei și este egală cu 4,19 [KJ /Kg * K]

Qabsorbant regen. + condens = (114453 + G m abur – 153.2367) * 4.19 * 373.15
= (G m abur + 114300) * 1563.5 [KJ/h]

Qp = K * A iz * ΔT m

Unde:
K – coeficientul total de total de transfer termic
Aiz – aria izolației
ΔTm – variația totală de temperature

Pentru calculul pierderilor de caldură este necesar să calculăm grosimea stratului de
izolație:

Unde:
T1 – temperatura din coloana de desorbție și este egală cu 100 ˚C
T2 – temperatura medie anual ă a aerului și este egală cu 16˚C
Tp1 – temperatura peretelui coloanei pe fața exterioară a acesteia. Deoarece coeficientul de
conductivitate al oțelului este mare, vom considera ca temperatura este identică pe cele două
fețe ale peretelui, și are o valoare de 100 ˚C
Tp2 – temperatura pe fața exterioară a izolației. Din norme de protectie a muncii, trebuie să
limităm aceasta temperatură la o valoare care sa nu pună în pericol sănă tatea personalului,
adică la 40˚C
ΔT2 – diferența dintre temperatura feței exterioare a izolație i și temperatura medie anuală a
aerului (T p2 –T2) și este egală cu 24˚C
ΔT1 – diferența de temperatură dintre fața interioară a izolație i și fața exterioară a acesteia
(Tp1- Tp2) și este egală cu 60˚C
δp – grosimea peretului coloan ei de desorbție și este egală cu 0. 005 m
δiz – grosimea stratului de izolație și se calculează utilizând formula:

αaer * ΔT 2 = (λ iz/δiz )*ΔT 1
δiz = (λ iz * ΔT 1)/ (α aer * ΔT 2)

Unde:
λiz – coeficientul de transfer termic prin conducție , în interiorul peretelui. Alegând ca material
izolant sovelitul, λ iz = 0,098 [W/m * K ]
αaer – coeficientul de transfer termic prin convecție la suprafață al aerului și se calculează
astfel:
αaer = 9,74 + 0,07*ΔT 2 = 9,74+0,07*24 = 11,42 [W/m2 * K]
δiz = (0. 098*60)/(11.4 2*24) = 0.02145 [m]
2 [cm] < δiz = 2.145 [cm] < 5 [cm]

Tehnica izolării constă în înfășurarea coloanei cu o saltea de material izolant, cuprinsă
între 2 plase de sârmă, care apoi se îmbracă într -un inveliș de tablă . Din motive de coroziune
se preferă tabla zincată.

Cunoscând grosimea stratului de izolație putem determina coeficientul total de
transfer termic (K) și aria izolație (A iz):

𝐾=1
𝛿𝑖𝑧
λ𝑖𝑧+1
𝛼𝑎𝑒𝑟=3.2632 [𝑊
𝑚2×𝐾]
Diz = D c + 2 * δiz = 1.676 + 2 * 0.02145 = 1.7189 [m]
Aiz = π * D iz * H c + 2𝜋 𝐷𝑖𝑧2
4 = 107.73 [m2]
ΔTm = ΔT1 + ΔT 2 = 84˚C
Qp = K * A iz * ΔT m = 29530 [KJ /h]

Înlocuind termenii în ecuația de bilanț termic, aceasta devine:

2679 * G m abur + 158872528 = 191032 + 410521 + 457575 + 29530 + (G m abur + 114300) *
* 1563.5
1115.5 * G m abur = 16436935
Gm abur = 14735 [Kg/h]
Iabur = G m abur / Gm SO2 = 14735 / 817.28 = 18.03 [Kg abur / Kg SO2]

3.3.2 Calculul dimensiunilor racordurilor desorberului

Metoda de calcul este identică cu cea folosită pentru absorber:

𝐺𝑣=𝜋×𝑑𝑟2
4×𝑤<=>𝑑𝑟=√4×𝐺𝑣
𝜋×𝑤

1) Racord intrare soluție sulfuroasă

Gv,sol. sulf. = 114.66 [m3/h] = 0.03185 [m3/s]
wadmis = 1 [m/s]
𝑑𝑟=√4×𝐺𝑣
𝜋×𝑤=0.2 [𝑚]
dr,STAS = 0.2 [m]

𝑤𝑟𝑒𝑐𝑎𝑙𝑐𝑢𝑙𝑎𝑡 ă=4×𝐺𝑣
𝜋×𝑑𝑟2=1 [𝑚
𝑠]

2) Racord intrare abur

Gm,abur = 4.093 [Kg/s]
ρabur = 0.5878 [Kg/m3]
Gv,abur = 6.96 [m3/s]
wadmis = 50 [m/s]
𝑑𝑟=√4×𝐺𝑣
𝜋×𝑤=0.42 [𝑚]
dr,STAS = 0.4 [m]
𝑤𝑟𝑒𝑐𝑎𝑙𝑐𝑢𝑙𝑎𝑡 ă=4×𝐺𝑣
𝜋×𝑑𝑟2=55.386 [𝑚
𝑠]

3) Racord ieșire absorbant + abur condensat

Gv,abs. + abur cond. = Gv,sol. sulf. + (G m abur – Gm abur antrenare ) / (3600 * ρ apă) = 0.036 [m3/s]
wadmis = 1 [m/s]
𝑑𝑟=√4×𝐺𝑣
𝜋×𝑤=0.214 [𝑚]
dr,STAS = 0.2 [m]
𝑤𝑟𝑒𝑐𝑎𝑙𝑐𝑢𝑙𝑎𝑡 ă=4×𝐺𝑣
𝜋×𝑑𝑟2=1.146[𝑚
𝑠]

4) Racord ieșire SO 2 + abur antrenare

Gv,SO2 + abur antrenare = Gm abur antrenare / (ρ abur * 3600) + Gm SO2 / (ρ SO2 * 3600) = 0.181 [m3/s]
wadmis = 17 [m/s]
𝑑𝑟=√4×𝐺𝑣
𝜋×𝑤=0.116 [𝑚]
dr,STAS = 0.2 [m]

𝑤𝑟𝑒𝑐𝑎𝑙𝑐𝑢𝑙𝑎𝑡 ă=4×𝐺𝑣
𝜋×𝑑𝑟2=5.76 [𝑚
𝑠]

Tabel 8. Centralizator diametre racorduri

Faza
Denumire
racord
Viteza [m/s]
Diametru racord [m]
Admisă Recalculată Calculat STAS

Gazoasă

Intrare
Abur
50
55.386
0.42 0.4

Ieșire
SO 2 +Abur
antrenare

17

5.76

0.116 0.2

Lichid ă

Intrare
Soluție
sulfuroasă
1
1
0.2 0.2
Ieșire
Absorbant
+ Abur
Condensat

1

1.146 0.214 0.2

3.3.3 Fișa tehnică a desorberului

Tabel 9. Fișa tehnică a desorberului

Denumirea utilajului Coloană de desorbție
Număr bucăți 1
Poziție de funcționare Verticală
Destinație Desorbția SO2 – ului din apă.
Funcționare Soluția sulfuroasă și aburul de
stripare circulă în contracurent pe
umplutura amplasată în vrac.
Datorită aportulu i termic al aburului,
SO 2-ul se desoarbe și iese pe la
vârful coloanei împreună cu aburul
de antrenare; apa și condensul ies pe
la baza coloanei.
Dimensiuni de ga barit Diametru D c = 1.7189 [m]
Înălțime H c = 19.09 [m]
Înălțimea umpluturii H u = 16.91 [m]
Masa coloanei m coloană = 14.5 [t]
Conexiuni 3 racorduri cu d = 0,2 [m]
1 racord cu d = 0.4 [m]
Materiale de construcție Virola: oțel−carbon (OLC37)
Umplutura: inele ceramice Raschig
25x25x3

3.4 Dimensionarea recuperatorului de căldură

Aparatele pentru transfer termic sunt utilaje care realizează transferul unei cantități de
căldură între 2 sau mai multe fluide. După modul în care se realizează transmiterea căldurii se
deosebesc 2 tipuri de aparate de transfer termic: aparate c are modifică starea de agregare și
aparate care nu modifică starea de agregare a agenților.

Un schimbător de căldură trebuie să re alizeze un schimb cât mai mare de căldură cu o
cât mai mică pierdere de presiune a fluidelor care circulă prin aparat.

3.4.1 Calculul ariei de transfer termic a recuperatorului

Dimensionarea recuperatorului de căldură presupune stabilirea lungimii
schimbătorului, respectiv lungimea, numărul și diametrul țevilor, diametrul mantalei,
numărul de treceri. Pentru a afla toate acestea este nevoie de aria de transfer termic. Aceasta
se calculează din ecuația generală a transferului de căldură:

Q = K * A * ΔT med => A = Q / (K * ΔTmed)

Qi sol. sulf. = G m sol.sulf. * C p sol. * T 2i

Unde:
Qi sol. sulf. – căldura soluției sulfuroase la intrare
Gm sol. sulf. – debitul masic de soluție sulfuroasă intrată în recuperatorul de căldură și este egal
cu 115270.43 [Kg/h]
Cp sol – căldura specifiă a soluției sulfuroase și se calculează astfel:

𝐶𝑝 𝑠𝑜𝑙20℃=𝐶𝑝 𝑎𝑝ă20℃×(1−𝑥𝑓)+ 𝐶𝑝 𝑆𝑂220℃×𝑥𝑓=4.18[𝐾𝐽
𝐾𝑔×𝐾]
Gm abs. + cond
T1i = 100˚C
Gm abs. + cond
T1f Gm sol. sulf.
T2i = 20˚C Gm sol. sulf.
T2f = 60˚C

T2i – temeperatura de intrare în recuperator a soluției sulfuroase și este egală cu 293.15 [K]

Qi sol. sulf. = 141176306 [KJ/h]

Qf sol. sulf. = G m sol.sulf. * C p sol. * T 2f
Qf sol. sulf. = 115270.43 * 4.18 * 333.15 = 160833373 [KJ/h]

Qi abs + cond = (L + G m abur – Gm abur antrenare ) * C p apă * T 1i =
= (114453.1116 + 14735 – 153.2679) * 4.186 * 373.15 = 201776222 [KJ/h]

Qf abs + cond = (L + G m abur – Gm abur antrenare ) * C p apă * T 1f =
= (114453.1116 + 14735 – 153.2679) * 4.186 * T 1f = 540655 * T 1f [KJ/h]

Qp = 0.04 * ( Qf sol. sulf. – Qi sol. sulf.) = 786282 [KJ/h]

Qcedat = Q primit + Q pierderi
Qprimit = 19677067 [KJ/h]
=>T1f = 100 – 37.85 = 62.15˚C

Din diagrama termică a schimbătorului, rezultă :

ΔTm = 100 – 60 = 40 ℃
ΔTM = 62.15 – 20 = 42.15 ℃
∆𝑇𝑚𝑒𝑑 =∆𝑇𝑀−∆𝑇𝑚
ln∆𝑇𝑀
∆𝑇𝑚=41.065℃

Coeficientul total de transfer termic se calculează cu formula:

𝐾=1
1
𝛼1+𝛿𝑟𝑢𝑔𝑖𝑛 ă
λ𝑟𝑢𝑔𝑖𝑛 ă+𝛿𝑝
λ𝑝+𝛿𝐹𝑒𝑆
λ𝐹𝑒𝑠+1
𝛼2

Unde:

α1 – coeficientul parțial de transfer termic de partea absorban tului regenerat și condensului
α2 – coeficientul parțial de transfer termic de partea soluției sulfuroase
δrugină – grosimea stratului de rugină
δFeS – grosi mea stratului de fier sulfuros
δp – grosimea peretelui tevii
λrugină, λFeS, λp – coeficienți de conductivitate termică

Cea mai utilizata metodă de calcul a coeficientului total de transfer termic este metoda
fluxurilor termice specifice, care se bazează pe proprietatea ca fluxurile termice specifice, q,
variază aproximativ liniar pentru un interval de temperatură mic. M odelarea transferului
termic prin una dintre țevile schimbătorului de căldură:

Q =K * A * ΔT med = α 1 * A * (T 1 – Tp1) = A * (T p1 – Tp2) / Σ (δi / λi) = α 2 * A * (T p2 – T2)

Pentru A = constant, formula devine:

Q / A = q = K * ΔT med = α 1 * (T 1 – Tp1) = (Tp1 – Tp2) / Σ (δ i / λi) = α 2 * (T p2 – T2)

Coeficienții parțiali de transfer termic α 1 și α 2 se calculează cu ajutorul relațiilor
criteriale. În ecuațiile criteriale la calculul acestora intervine temperatura peretelui de o parte

și de cealaltă a acestu ia, valori care sunt necunoscute. Din această cauză, calculul lui K se
face prin încercări succesive.
Aceste încercări presupun următorii pași:
1) Se adoptă α 1, α2 din literatură pentru sisteme fără schimbarea stării de agregare :

α1 ∈ [3100 – 10000] [W / (m2 · K)]
α2 ∈ [1200 – 5800] [W / (m2 · K)]

Alegem următoarele valori:

α1 = 4000 [W/(m2 · K)]
α2 = 2000 [W/(m2 · K)]

Pentru perete :
λp = 46.5 [W / m * K]
δp = 2 [mm]
𝛿p / 𝜆p = 4.3 * 10−5 [(𝑚2 * 𝐾)/𝑊]
Pentru rugin ă:
rrugin ă = 6.14 * 10-4 [(𝑚2 * 𝐾)/𝑊]
Pentru FeS:
rFeS = 1.72 * 10-4 [(𝑚2 * 𝐾)/𝑊]

Σ (δ i / λi) = 8.29 * 10-4 [(𝑚2 * 𝐾)/𝑊]

𝐾=1
1
4000+8.29×10−4+1
2000=633 .3 [W/(m2 * K)]

2) Cu K astfel calculat și α 1 adoptat se calculează T p1:

T1 = (100 + 62.15)/2 = 81.075˚C T 2 = (20 + 60)/2 = 40˚C

K * ΔTmed = α1 * (T 1 – Tp1)
T1 – Tp1 = 6.5 => T p1 = 74.575˚C

3) Cu T p1 astfel determinat se calculează α 1 din ecuațiile criteriale și apoi q 1:

Presupunem Reynolds egal cu 12000, regim turbulent de curgere peste un fasciul de
țevi decalate.

Pr = 2.07
Prp = 2.2632
εf = 1
apă
= 0.6745
extd
= 25 * 10-3
44.142PrPrPr Re4.02.0
36.0 6.0



f
pNu 

] [ 38432 1K mW
dNu
extapă


 ][5. 249792 1 1 1 1mWTT qp

4) Determinarea T p2:

q1 = (T p1 – Tp2)/ [Σ (δ i / λi)]
Tp1 – Tp2 = 20.7 => T p2 = 53.875˚C

5) Cu T p2 astfel obținut se calculează valorile α 2 și q 2:

Pr = 4.0864
Prp = 3.1316
εf = 1
apă
= 0.634
extd
= 21 * 10-3

4.75PrPrPr Re 021.025.0
43.0 8.0



f
pNu 

] [ 22762
int2K mW
dNuapă

 ][5. 315792 2 2 2 2mWT T qp

q1 și q 2 nu diferă cu mai mult de un ordin de mărime; calculele se vor reface cu
valorile:

α1 = 3843 [W / (m2 · K)]
α2 = 2276 [W / (m2 · K)]

Recalculăm K cu valorile lui α 1 și α 2 calculate anterior:

𝐾=1
1
3843+8.29×10−4+1
2276=654 .2 [W/(m2 * K)]

Recalculăm T p1 și T p2:

Tp1 = 74.08˚C
Tp2 = 51.83˚C

Recalculăm q1 și q2:

Pr = 2.07 Pr = 4.0935
Prp = 2.279 Prp = 3.2478
Nu = 142.19 Nu = 74.8
] [3. 38362 1K mW


] [ 22582 2K mW

][9. 268342 1mWq

][14. 267122 2mWq

Diferența între q 1 și q2 este mai mică de 5%, deci calculul este încheiat.

Pentru a determina temperatura reală (T p1 real) se reprezintă grafic varițiile fluxului
termic specific de partea fluidului cald (q 1) și a fluxului termic sp ecific de partea fluidului
rece (q 2) în funcție de temperatura peretelui cald (T p1).

Grafic 4. Determinarea temperaturii reale

Din reprezentarea grafică, rezultă:

Tp real = 74.095˚C
qreal = 26800
][2mW

K= q real / ΔTmed = 26800 / 41.065 = 652.624 [W/(m2*K)]
A = Q / q real = 5684263.61 / 26800 = 212.1 [m2]

3.4.2 Calculul numărului de țevi, a lungimii și a diametrului
recuperatorului

Cunoscând aria de transfer termic se trece la calculul numărului de țevi, a lungimii
acestora, a diametrului și a lungimii totale a recuperatorului.
Se admite Re = 12000, ușor turbulent pentru soluția sulfuroasă care circulă în
interiorul țevilor.

][366.0Re12000 Resm
dwdw
ii


Unde:
η = 0.63544 * 10-3 [Kg/(m*s)]
δ = 991.8 [Kg/m3]
di = 0.021 [m]

Numărul de țevi:

253 54.252
3600 366.0 021.04 25047.115 4
2 2


  w dGn
iv
t

Lungimea țevilor :

][6.11 m
n dAl
t mt 



Lungimea țevilor este mai mare de 6 m, deci se va alege un schimbător cu mai multe
treceri.

𝑛𝑟𝑡𝑟𝑒𝑐𝑒𝑟𝑖 =𝑙𝑡
𝑙𝑟𝑒𝑐=3.86≈4

Astfel, se alege un schimbător de căldură cu 4 treceri :

Suprafața reală de transfer: 250 [m2]
Lungimea țevilor: 3000 [mm]
Numărul de țevi: 1088
Diametrul interior al mantalei: 1200 [mm]
Diametrul țevilor: 25 x 2 [mm]
Pasul dintre țevi: 32 [mm]

Pentru a avea o viteză uniformă în capace și în țevi se determină lungimea capacelor:
𝜋 ∗ 𝐷𝑖 / 2 = 𝑙1 = (𝜋 ∗ di2 / 4) ∗ (𝑛𝑡 / 2) => 𝑙1 = (di2 ∗ 𝑛𝑡) / (4 ∗ 𝐷𝑖) = 0,081 < 0,1
Alegem l 1 = 0.15 [m].
Astfel lungimea totală a recuperatorului de căldură este: L = Lt+2l 1 = 3.3 [m].

Verificarea se face calculând, cu ajutorul relațiilor criteriale, valorile coeficienților
parțiali de transfer termic și a coeficientului global de transfer trem ic pentru schimbătorul
ales.

1) Spațiul intratubular

Gv =0.032 [m3/s]
S = 0.09421 [m2]
w = 0.3396 [m/s]
Re = 11131
Pr = 4.0935
Prp = 3.2478
Nu = 70.4326
α2 = 2145.34 [W/(m2*K)]

2) Spațiul extra tubular

Gv =0.037 [m3/s]
S = 0.597 [m2]
w = 0.0619 [m/s]

Re = 4548.945
Pr = 2.07
Prp = 2.279
Nu = 79.453
α1 = 2143.64 [W/(m2*K)]

Cu ajutorul coeficien ților parțiali de transfer termic se calculează coeficientul global
de transfer termic : K =567.658 [W/(m2*K)].

q = 27006.72 [W/m2] => A verficată = 210.476 [m2]

Aria verificată este cu 8.42% mai mică decât aria recuperatorului de căldură ales.

3.4.3 Calculul racordurilor recuperatorului

Racordurile pentru soluția sulfuroasă au aceleași dimensiuni ca și racordul de ieșire al
soluției din absorber, iar racordurile pent ru agent au aceleași dimensiuni ca și racordul de
ieșire al apei din desorber.

Tabel 10. Centralizator diametre racorduri

Denumire
racord
Viteza [m/s]
Diametru racord [m]
Admisă Recalculată Calculat STAS

Intrare
Soluție
sulfuroasă

1

1

0.2 0.2

Ieșire
Soluție
sulfuroasă

1

1

0.2 0.2
Intrare
Absorbant
+ Abur
Condensat

1

1.146 0.214 0.2
Ieșire
Absorbant
+ Abur
Condensat

1

1.146 0.214 0.2

3.4.4 Calculul masei recuperatorului

Mțevi = n t * ρoțel * V t = n t * ρoțel * π * d ext * lt * δt = 1088 * 7850 * 3.14 * 0.025 * 3 *0.002 =
= 4025 [Kg]
Mmanta = ρ oțel * π * D i * lt * δmanta = 888 [Kg]
Maux = 0.01 * ( Mțevi + Mmanta) = 49 [Kg]
Mrecuperator = 4962 [Kg] ≈ 5 [t]

3.4.5 Fișa tehnică a recuperatorului

Tabel 11. Fișa tehnică a recuperatorului

Denumirea utilajului Recuperator de c ăldură
Număr bucăți 1
Poziție de funcționare Orizontală
Destinație Aparatul este folosit în fluxul
tehnologic al procesului
de absorbție -desorbție a SO2 -ului,
pentru a preîncălzi soluția sulfuroasă
care trebuie să intre la desorbție, cu
ajutorul apei și condensului rezultate
în urma procesului de desorbție.
Funcționare Soluția sulfuroasă circulă în
interiorul țevilor, iar apa și
condensul circulă în contracurent
prin spațiul dintre țevi.
Dimensiuni de gabarit Lungime recuperator, L = 3.3 [m]
Suprafața reală de transfer: 250 [m2]
Lungimea țevilor: 3000 [mm]
Numărul de țevi: 1088
Diametrul interior al mantalei: 1200
[mm]
Diametrul țevilor: 25 x 2 [mm]
Pasul dintre țevi: 32 [mm]
Masă recuperator M rec = 5 [t]
Conexiuni 4 racorduri cu d = 0,2 [m]
Materiale de construcție Mantaua si țevile recuperatorului:
oțel carbon (OLC37)

3.5 Calculul condensatorului

Se face la fel ca și calculul recuperatorului de căldură.

3.6 Calculul separatorului de picături

Separarea picăturilor de lichid din amestecul gazos rezultat din condensator se
realizează într -un separator inerțial, deoarece viteza de circulație a gazului este mică.

Separatorul constă dintr -o incintă metalică în interiorul căreia se introduce un strat de
umplutură din inele Raschig de diametre mici (< 15 mm).
Pentru a evita amestecarea lichidului separat de către curentul de gaz care iese din
separator se recomandă ca unghiul dintre direcția de curgere intrare – ieșire a gazului și
direcția de eliminare a lichidului separat să fie de cel puțin 90 °.
Suprafața de separare a lichidului este dependentă de conținutul de lichid al gazului,
de vâscozitatea lichidului și de tensiunea superficială. S -a stabilit experi mental că pentru
separatorul de picături e nevoie de 0.8 -1.25 m2 suprafață de umplutură pentru fiecare 100 m3
gaz/h. Se admite ca w gaz în interiorul separatorului e de 1 -2.5 m/s.
Diametrul stratului de umplutură necesar în separator se obține din ecuația debitului
volumic de gaz care circulă prin acesta:

Amestec
Gaz + Lichid

Lichid
Gaz

𝐺𝑣=𝜋×𝐷𝑠
4×𝑤=> 𝐷𝑠=√4×𝐺𝑣
𝜋×𝑤=0.141 [𝑚]

Se admite w gaz = 2 [m/s], S = 1 [m2].

Gv = 115.25047 [m3/h]

Se admite umplutura cu inele ceramice 15x15x2 ; ε = 0.7; σ = 330.

A = G v/100 = 1.15 [m2]
Vu = A / σ = 0.0035 [m3]
Vu = (π * D s2 * H) / 4 => H u = 0.224 [m]

3.7 Calculul utilajelor de transport a fluidelor

În industria chimică, în procesele în care este nevoie de debite constante de fluid –
atât lichid cât și gaz, se utilizează pentru vehiculare a acestora diferite tipuri constructive de
mașini de transport. Pentru vehicularea lichidelor se utilizează frecvent pompe , iar pentru
vehicularea gazelor – ventilatoare .

3.7.1 Calculul puterii instalate a pompelor care vehiculează amestecul
lichid

Se va calcula puterea pompei pentru absorbant (apă). Deoarece debitul de absorbant
este ridicat și deoarece înălțimea la care trebuie adus acest debit de apă este mare se alege a
se folosi o pompă centrifugă.
Puterea pompei de vehiculare a absorbantului se dete rmină cu ajutorul formulei:

c iPP


> 1
 = f ( P c )
310
tm v
cg H MP


Unde:
Mv – debitul volumic de absorbant, [m3/s]
ρ – densitatea lichidului, [Kg/m3]
g – accelerația gravitațională, [m/s2]
ηT – randamentul total; se alege valoarea de 0,7
Hm – înălțimea manometrică, [m]
Pc – puterea consumată, [KW]

Calculul înălțimii manometrice:

0 :2
1 22
1 2

gp pUndeh hgw
gp pHp g m


Unde:
p1, p2 – presiunile în spațiul de aspirație, respectiv de refulare, în cazul de față ambele fiind
egale cu presiunea atmosferică .
Δhg – înălțimea geometrică de ridicare a lichidului, [m]
Δhp – înălțimea dată de pierderile de presi une în coloana de lichid pompa t
w – viteza de curgere a fluidului pri n conducta de refulare, [m/s]

𝑤=𝑀𝑣×4
𝜋×𝐷𝑐2=0.03185 ×4
3.14×0.22=1.014 [𝑚/𝑠]
gh
= 19.09 + 0.5 + 1 = 20.59 [m]
gw
dLh h h hutilaj r f p

 22
1, 

utilajh
= 0

Unde:
Δhf – înălțimea datorată pierderilor de presiune prin frecare
Δhr.l. – înălțimea datorată pierderilor de presiune prin rezistențe locale.
De pe schema utilajului se observă că avem ca și rezistențe locale 2 coturi de 90˚ (ξ = 2) si
un robinet de probă (ξ = 2). Alte rezistențe locale sunt reprezentate de lărgirea bruscă a

secțiunii la intrarea în coloană și de îngustarea bruscă la ieșirea din coloană. Astfel pentru
intrare ξ = 0,81, iar pentru iesire ξ = 0,45. Suma rezisten țelor locale este :
 =7.26.
λ – coeficient de frecare, care se alege din nomograme în funcție de cifra Re ș i de raportul d/e
d = 0,2 [m]
e = 0,2 [mm] (rugozitatea)
λ = 0.027

20280
102.0 014.1 1000 **Re3  dw

][5.022
1, mgw
dLh h hr f p 

 

gw
22
= 0.0524 [m]
][15.215.0 59.20 0524.022
1 2m h hgw
gp pHp g m 

] [394.9
103KWg H MP
tm v
c 




=1.18
] [085.11 18.1 394.9 KW PPc i 

3.7.2 Calculul puterii instalate a suflantei care vehiculează amestecul gazos

Puterea ventilatorului se determină cu ajutorul relației:

c iPP


> 1
 = f ( P c )
310
tT v
cP GP


Unde:
Gv – debitul volumic de amestec gazos, [m3/s]
ηT – randamentul total; se alege valoarea de 0,7
ΔPt – căderea totală de presiune pe sistem, [Pa]

Pc – puterea consumată, [KW]

]/[64.8
4.0*086.1*4
**4
2 2sm
dGwv 


col lr f st d T P P P P P P ,

Unde:
ΔPd – pierdere de presiune dinamică
ΔPst – pierdere de presiune statică
ΔPf – pierdere de presiune prin frecare
ΔPr.l. – pierdere de presiune prin rezistențe locale
ΔPcol – pierdere de presiune în coloană

][5.50264.8 353.1
22 2
PawPd 

ΔPst = 0 [Pa]

De pe schema utilajului se observă că avem ca și rezistențe locale un cot de 90˚
(ξ = 1.83) si un ventil de reglare (ξ = 6.45). Pentru intrare amestecului gazos în coloană
ξ = 0.81, iar pentru ieșire ξ = 0.4.


= 9.54
η = 0.0169 [cP]
ρ = 1.353 [Kg/m3]
L = 2.7 [m]
e = 0.2 [mm]
λ = 0.023

][61.489264.8353.1 54.94.07.2 023.0
22 2
, Paw
dLP Plr f 



 

ΔPutil = ΔP col = K * ΔP usc

22
g
echu
uscw
dHP  
Unde:
dech = 4 * (ε/σ) = 4 * (0.74/204) = 0.0145 [m]
Hu = 16.285 [m]
wf = 0.444 [m/s]
wg = 0.6 [m/s]
5.690 Re ech gd w

Pentru Re>40, λ = 16 / Re g0.2 = 4.328

][83. 118122
Paw
dHPg
echu
usc  

3
101065.11


 A K


= 204 [m2/m3]

= 0.74 [m3/m2]

36.081.92321.0
74.0204
99545.1432331
32 31
32















gb qAl
ll



] [45.14
42 2s mKg
DLq
cl



321.0
Re3.0
llb

3.283001.0 20445.144 4Re 
ll
lq


8147.3 1065.113
10


A K

Unde:
A – constantă care depinde de caracteristicile umpluturii și cele ale fazei lichide
ql – debitul de udare
ρl – densitatea lichidului ρ l = 995 [kg/m3]
bl –constantă ce depinde de numărul Re

ΔPutil = ΔP col = K * ΔP usc = 3.8147 *1181.83 = 4508.327 [Pa]
ΔPT = 5048.437 [Pa]
Pc = 7.832 [KW]
 =1.19
Pi = 9.32 [KW]

Capitolul 4. Controlul și automatizarea procesului

Sistemele chimice sunt controlate, în general, prin intermediul a cinci parametrii:
debit, presiune, nivel, temperatură și concentrație. În ultimul caz, concentrația poate fi
măsurată fie direct, fie indirect prin intermediul densității, vâscozității, conductibilității, pH –
ului etc.
Debitul poate fi reglat prin strangularea venei de material s au prin modificarea
turației pompei (pompă centrifugă).
Presiunea poate fi reglată prin intermediul variației volumului sau prin variația
debitului volumetric în cazul transformărilor izoterme.
Nivelul poate fi reglat fie prin strangularea debitului de a limentare, fie a celui de
evacuare.[8 pag. 217 -223]
Temperatura , a cărui control și reglare este deosebit de importantă în cadrul
procesului deoarece ea stabilește valoarea constantei de viteză sau echilibrul termodinamic
necesar, se poate regla prin stra ngularea fluxului energetic spre utilaj. [8, pag. 231]
În automatizarea proceselor de absorbție – desorbție se ține cont de faptul că fracția
molară urmărită depinde de fracțiile molare de alimentare, debitul de alimentare, raportul
debitelor de reflux și alimentare, de presiune și temperatură. [8, pag. 292]
Practica exploatării industriale a coloanelor de absorbție arată că aproximativ 80% din
transferul de masă are loc pe prima și ultima unitate de transfer. Temperaturile acestor unități
de transfer sun t apropiate de cele ale alimentărilor, în timp ce temperatura celorlalte unități

crește datorită degajării de căldură la dizolvare. Prin urmare, echilibrul se modifică,
concentrația gazului dizolvat scăzând.
Dacă temperatura și concentrațiile la alimentar e sunt constante, raportul constant L/G
(L,G fiind debitele molare de absorbant respectiv amestec gazos la intrarea în coloana de
absorbție) reglează compoziția ambelor fluxuri; dacă temperatura crește raportul L/G trebuie
sa crească, pentru a compensa ac eastă variație. [8, pag. 294]

4.1 Schema bloc de automatizare. Descriere

Soluția care se ia în automatizarea procesului de absorbție în coloana cu umplutură
trebuie să depindă de sensibilitatea procesului la parametrii amintiți mai sus, sensibilitate
impusă de sistemul gaz -lichid., tipul de umplutură etc.
Automatizarea unei co loane de absorbție cuprinde urmatoarele sisteme de reglare
automată (SRA): [8, pag. 294]
– un SRA de raport L/G;
– câte un SRA de temperatură pentru alimentarile coloanei;
– un SRA de nivel pentru închiderea bilanțului de masă în blazul coloanei;
– un SRA de p resiune la vârful coloanei.
În urmatoarea figură este prezentată schema bloc de automatizare a coloanei de
absorbție.

Capitolul 5. Probleme de coroziune. Alegerea materialului de construcție a
utilajelor

Coroziunea produce pagube importante în industr ia chimică, mărind costul de
producție al produselor. Efectele imediate ale coroziunii sunt: întreruperea producției datorită
avariilor, supradimensionarea utilajelor, utilizarea unor aliaje scumpe și de inhibitori de
coroziune, de asemenea scumpi.
După m odul de manifestare a coroziunii , aceasta poate fi:
– uniform repartizată pe întreaga suprafață
– localizată pe mici porțiuni (ciupituri, pitting), care este forma cea mai periculoasă
de coroziune.
După mecanismul reacțiilor , coroziunea poate fi:
– chimică, pro dusă de gaze uscate sau substanțe organice lichide;
– electrochimică, prin formarea unor micropile în contact cu mediul agresiv, datorită
unor neregularități pe suprafața metalelor sau datorită contactului a doua metale
cu potențiale electrochimice diferite ;
– cauzată de procese termice și mecanice (coroziunea intercristalină, coroziune prin
îmbătrânire etc.).
În industria chimică cele mai frecvente coroziuni sunt produse de:
– gazele de combustie fierbinți (O 2, CO 2, SO 2)
– hidrogenul la presiuni sau temperature ridicate
– tensiunea metalică la care sunt supuse metalele, în atmosferă agresivă
– compuși cu sulf (SO 2, SO 3, etc.)
– mediul acid
Factorii care măresc viteza proceselor de coroziune într -un proces tehnologic de
fabricație sunt temperatura și intensi ficarea circulației fluidelor prin aparatele și utilajele
instalației.
Metodele și procedeele de combatere a coroziunii pot fi grupate în mai multe
categorii:
– acoperiri metalice – galvanizare, nichelare, cromare, plumbuire, cadmiere;
– acoperiri anorganice – fosfatare, emailare, oxidare anodică;
– acoperiri organice – vopsire și lăcuire;
– modificarea stării electrice a sistemului – inhibatori, protecție anodică.

În cazul de față se lucrează cu dioxid de sulf dizolvat în apă, amestec coroziv. Totuși,
cantitat ea de SO 2 este mică așa că nu se impune folosirea unui oțel inoxidabil care ar duce la
costuri mult mai ridicate ale instalației. Se va putea utiliza fără probleme ca și material de
construcție pentru coloanele de absorbție, desorbție, rezervoare, conducte și alte elemente
care intră în contact cu amestecul coroziv, OLC 37.

Capitolul 6. Amplasarea utilajelor

Amplasarea utilajelor este un aspect foarte important în orice tehnologie de producție.
Acesta trebuie să țină cont de unele reglementari atât de sig uranța cât și de economisirea
spațiului alocat instalației.
Astfel coloanele de absorbție și desorbție, datorită înălțimii lor sunt amplasate în
poziție verticală.
Pompele centrifuge și suflantele sunt amplasate astfel încât conducta de aspirație să nu a ibă
un traseu ascendent pentru a nu se forma bule de aer în lichid. Pompele (respectiv suflanta) și
motorul de acționare se poziționează perfect orizontal și pe fundație pentru evitarea
vibrațiilor.
Vasele de stocare ale soluțiilor sulfuroase se vor ampla sa la nivelul solului sub
coloanele de absorbție, respectiv desorbție.
Recuperatorul de căldură se aplasează în poziție orizontală la nivelul următor vaselor
de stocare.
Condensatorul aferent coloanei de desorbție și separatorul de picături se amplasează
vertical la nivelul cel mai înalt (apropiat de vârful coloanei).
Răcitorul pentru apă de recirculat se amplasează la nivelul schimbătorului de căldură
în poziție orizontală.

Capitolul 7. Norme de securitatea și igiena muncii în instalație. Probleme
PSI si de protecția mediului

Protecția muncii face parte integrantă din procesul de muncă având ca scop final
asigurării desfășurării acestuia în deplină siguranță, prin înlăturarea factorilor ce pot cauza
îmbolnăviri sau accidente ale personalului muncitor.
Protecția muncii cuprinde: tehnica securității muncii, igiena muncii, legislația muncii.

Ca măsuri premergătoare desfășurării lucrului cu instalația de absorbție – desorbție
sunt de menționat:
– verificarea stării tehnice a utilajelor;
– verificarea instalați ilor electrice de comandă și oprire automată în cazul apariției
unor defecțiuni.
Pentru evitarea accidentelor este necesară respectarea riguroasă a unor norme de
protecția muncii :
– montarea utilajelor mari să se facă pe fundații solide;
– piesele în mișcare să fie prevăzute cu plase protectoare din sârmă;
– platformele și scările să fie prevăzute cu balustrade.
Pentru ca un accident sau o boală să fie definită ca profesională, ele trebuie să se
producă în timpul și din cauza executării unei sarcini de muncă.
Instructajul de protecție a muncii cuprinde trei faze:
– instructajul general;
– instructajul la locul de muncă;
– instructajul periodic.
Pentru protejarea personalului se impune luarea unor măsuri speciale. Problemele de
protecția muncii pot fi tratate ca specifi ce fiecăreia dintre etapele principale ale procesului
tehnologic de fabricație.
Măsurile de protecție a muncii sunt deosebit de severe din cauza toxicității ridicate a
dioxidului de sulf. Dioxidul de sulf acționează ca un iritant local al mucoaselor aparat ului
respira tor și al ochilor .

Capitolul 8. Partea desenată a proiectului

Capitolul 9. Bibliografie

1 G. Pinkovski, Tehnologia acidului sulfuric , Editura Tehnică, București, 1975
2 E. Dutkai, Coloane cu umplutură în tehnologia chimică , Editura Tehnică, București, 1977
3 E. Bratu, Operații și utilaje în industria chimică , vol I -III, Editura Tehnică, București, 1983 –
1985
4 C. F. Pavlov, P. G. Romankov, A. A Noskov, Procese și aparate în ingineria chimică .
Exerciții și probleme , Editura Tehnică, București, 1981
5 O. Floarea și colab., Operații și utilaje în industria chimică. Exerciții si probleme. , Editura
Didactică și Pedagogică, București, 1980
6 V. Jinescu, Aparate tip coloană , Editura Tehnică, București, 1985
7 G. Jinescu, Proces e hidrodinamice și utilaje specifice în industria chimică , Editura
Didactică și Pedagogică, București, 1984
8 P. Ș. Agachi, Automatizarea sistemelor chimice , Casa Cărții de Știință, Cluj -Napoca, 1994