А П Врагов - Массообмінні процеси та обладнання хімічних і газонафтопереробних виробництв - страница 25

Страницы:
1  2  3  4  5  6  7  8  9  10  11  12  13  14  15  16  17  18  19  20  21  22  23  24  25  26  27  28  29  30  31  32  33  34  35  36  37  38 

Звичайно коефіцієнт масопередачі при адсорбції в загальному випа­дку розраховують за відомою залежністю

ка =-1-, (7.18)

де рг - швидкість масообміну для стадії зовнішньої дифузії; рп - швидкість масообміну для стадії внутрішньої дифузії.

Численними експериментальними дослідженнями встановлено, що дифузійний опір усередині пор і каналів адсорбенту значно менший порівняно з дифузійним опором стадії зовнішньої дифузії, тому в роз­рахунках часто приймають ка ~ Вг .

Числену величину коефіцієнтів масовіддачі стадії зовнішньої дифу­зії визначають за допомогою критеріальних рівнянь, отриманих на основі обробки експериментальних даних для різних варіантів прове­дення процесу адсорбції з різними адсорбентами.

При адсорбції пари поширених речовин з газового потоку, що руха­ється зі швидкістю мг = 0,2 - 2 м/с у стаціонарному шарі активного вугілля з розміром гранул С = 1,7-2,2 мм (при Яєг < 40) рекомендовано застосовувати критеріальне рівняння [11, с. 407; 22, с. 727]:

Шд - 1,6Яв0'54. (7.19)

Підставлянням в рівняння (7.19) величин, що впливають на процес, отримана [11, с. 417] залежність швидкості адсорбції від факторів:

д -\,6Б(мг-рг)0,54/(^Г4Сг1,46), (7.20)

де В - коефіцієнт дифузії адсорбтива в газовій суміші; рг , /іг - густина і в'язкість газо­повітряної суміші при робочих умовах процесу відповідно.

Для процесу адсорбції в псевдозрідженому шарі мілкодисперсного адсорбенту рекомендовано [14, с. 372] застосовувати рівняння

Шд - 4,625 105Яв1'65. (7.21)

При адсорбції в нерухомому шарі адсорбенту рекомендовано вико­ристовувати рівняння [3, с. 603; 14, с. 372]:

- для діапазону чисел Рейнольдса (2 < Явг < 30)

Мид - 0,725Явг0,47Рг°'33; (7.22)

- для чисел Рейнольдса Явг > 30

Мид - 0,395Явг0,64Ргд0'33; (7.23)

де Ыид - дифузійний критерій (число) Нуссельта, Ыид = р¥г а^э /Вг; р¥г - коефіцієнт ста­дії зовнішньої дифузії, віднесений до одиниці об'єму шару адсорбенту; сі3 - еквівален­тний діаметр зерен адсорбенту, сі3 = 4є/о ; є - порізність шару сферичних часток адсор­бенту;; о - питома поверхня зерен адсорбенту без врахування їхньої пористості, о = 6(1 - є)/сі; Вг - коефіцієнт молекулярної дифузії адсорбтиву в газовій фазі; Яв -модифікований критерій (число) Рейнольдса, Яв = мір /є/ ; мі - швидкість газового потоку, віднесена до вільного перетину апарата; р, ц - густина і в'язкість газового по­току відповідно; Ргд - дифузійний критерій Прандтля, Ргд = /і /рВг.

При адсорбції пари води на гранулах цеоліту ІЧа з діаметром часток й = 3,3 мм експериментальні величини коефіцієнта зовнішньої масовід­дачі корелюються критеріальними рівняннями [17, с. 211 ]:

- для діапазону чисел 5 < Яе < 80 Ыид - 0,81Яв , , (7.24)

- для діапазону чисел 80 < Яе <500        Шд - 0,7Яв0'46. (7.25)

Подібного типу критеріальні залежності отримані й для інших випа­дків масообміну при адсорбції різними адсорбентами.

На базі обчислених за критеріальними рівняннями (7.21) - (7.25) чисел Нуссельта дифузійного, визначають об'ємний коефіцієнт масо­віддачі стадії зовнішньої дифузії за залежністю

д - Иид Бг / С2. (7.26)

де Во, Вг - коефіцієнт дифузії компонента, що поглинається, у газовій суміші при нор­мальних і робочих умовах процесу відповідно, Вг = Во (Ро/Р) (Т/То)1'5; сС3 - еквівалент­ний діаметр зерен адсорбенту.

На основі рівняння масопередачі звичайно визначають об'ємну витрату адсорбенту за такою залежністю:

АМ

(7.27)

де ка» - об'ємний коефіцієнт масопередачі; Арс - середня рушійна сила процесу адсорбції.

Фактичну витрату адсорбенту звичайно приймають на 10 - 20% більшою щодо розрахованої.

Приклад 7.1. Розрахувати адсорбер з нерухомим шаром адсорбенту (див. рис. 7.8 а) для поглинання пари бензолу з газоповітряної суміші за такими даними: тривалість стадії адсорбції до початку регенерації гр = 4,0 год; витрата газової суміші У0 = 1200 нм3/год; початкова концентрація бензолу в суміші Со = 0,035 кг/м3, степінь поглинання бензолу Сп= 0,94, адсорбція проходить при температурі і = 20°С під атмосферним тиском. Як ад­сорбент використовують активне вугілля гранульоване з розміром гранул Сг = 2,2 мм, по-різність нерухомого шару єо = 0,375, динамічна активність вугілля на виході із апарата складає 85% від рівноважної на вході, насипна густина активного вугілля рн = 500 кг/ м3.

Визначити також коефіцієнт масовіддачі стадії зовнішньої дифузії бензолу з газового потоку до гранул адсорбенту.

Розв'язання. 1. Визначимо об'ємну витрату газової суміші в робочих умовах процесу

, (273 + 20) -1

V ■

Т ^ Р

0 Т0 Р

120(Р-'— - 1288 м3/год = 0,3577 м3/с.

273 •1

2. Визначимо кінцеву концентрацію бензолу в газоповітряній суміші на виході із адсорбера за формулою (2.37)

Сп = 1 - (С/Со),

із якої знайшли

СК = Со (1 - Сп) = 0,035 (1 - 0,94) = 0,0021 кг/м3 .

3. За даними [11, с. 412 ] будуємо ізотерму процесу адсорбції бензолу на активному вугіллі при температурі 20оС (див. рис. 7.5).

Рис. 7.5 - Ізотерма адсорбції бензола на активному вугіллі при 20оС

4. Визначимо парціальний тиск пари бензолу в початковій і кінцевій газовій суміші за рівнянням Дальтона, при цьому

Рб = Уб Р ,

де уб - мольна (об'ємна) концентрація пари в газовій суміші; Р - загальний тиск в апараті.

5. Перерахуємо масову об'ємну концентрацію в мольну концентрацію, при цьому одержали:

уб = С,Мп /Мб (кмоль бензола /кмоль повітря); убо = Со-Мп / Мб = 0,035-29 /78 = 0,013; Рбо = УбоР = 0,013-760 = 9,89 мм рт. ст.; убк = Ск-Мп / Мб = 0,0021-29 /78 = 0,78-10-3 ; Рбк = УбкР = 0,78-10"3-760 = 0,59 мм рт. ст.

6. Нанесемо робочі точки процесу на діаграму (див. рис. 7.5) відносно парціального диску бензолу на вході і виході газу в шар адсорбенту. Робоча лінія процесу - пряма АВ.

7. Із рис. 7.5 визначимо рівноважну і робочу концентрації адсорбату в адсорбенті:

- рівноважна концентрація бензолу в адсорбенті на вході газової суміші в адсорбер

ар = 0,27 кг бензолу/кг адсорбенту;

- робоча (проскокова) концентрація бензолу в адсорбенті

ард = 0,85ар = 0,85-0,27 = 0,23 кг/кг адсорбенту , де ар - рівноважна концентрація бензолу в адсорбенті на вході газової суміші в адсорбер, ар = 0,270 кг бензолу /кг адсорбенту.

8. Поглинальна динамічна ємність 1 м3 насипного шару адсорбенту дорівнює

ард - ард • ри - 0,23-500 = 115, 0 кг бензолу / м3 адсорбенту .

9. Визначимо швидкість руху газового потоку в нерухомому шарі адсорбенту.

За рекомендаціями [14, с. 376; 22, с. 726] для нерухомого шару адсорбента приймаємо швидкість руху газу в апараті міг = 0,2 м/с, при цьому діаметр адсорбера дорівнює

Д -Н0^ - 1,5094м ,

а   0,785м/г    V 0,785 0,2

виберемо адсорбер діаметром Да = 1,6 м та уточнюємо швидкість газу в апараті

V 0,3577

0,785£>2    0,785 -1,62

0,178 м/с.

10. Коефіцієнт захисної дії адсорбента за формулою (7.7) дорівнює

кд - ард /(м/Сп) - 115,0/(0,178 0,035) - 18459 с/м = 5,13 год /м,

швидкість переміщення фронту адсорбції за формулою (7.6) дорівнює и = м>Со /а*рд = 0,178-0,035 / 115,0 = 5,417-10-5 м/с .

11. Висота шару адсорбента, що відпрацьовується за заданий період роботи адсорбе­ра, дорівнює

Н   Vги - СК)•т   1288(0,035 - 0,0021) 4,0

Н --2---2-- 0,733 м .

0,785Д2 ард 0,785 -1,62 115,0

Приймаємо до встановлення два адсорбери з висотою нерухомого шару адсорбенту На = 0,8 м за умови, що другий адсорбер працює в режимі регенерації адсорбенту.

12. Маса завантаженого в адсорбер активного вугілля дорівнює

Оа = 0,785 Да2 Н-р„ = 0,785-1,62-0,8-500 = 804 кг .

13. Визначимо число Рейнольдса у нерухомому шарі адсорбенту, при цьому

Квг = wd.fi= 0,178-0,88-10-3-1,21 /-1,8-10-5 = 10,53 . де - еквівалентний діаметр гранул адсорбента, = 4 єо /о ; єо - порізність шару адсорбента; о - питома поверхня зерен адсорбента без врахування їхньої внутрішньої пористості, о = 6(1 - Ёо)/dг^; р, ц - густина та вязкість повітря відповідно.

dэ = 4 Ео аг/6(1 - Ео ) = 4-0,375-0,0022 /6(1 - 0,375)-= 0,88-10-3 м.

14. Визначимо коефіцієнт масовіддачі у шарі адсорбенту для стадії зовнішньої дифузії бензолу. Оскільки 2 < Квг < 30, то для визначення коефіцієнта масопередачі в нерухомому шарі адсорбенту використовуємо формулу (7.22), при цьому знайшли:

Жд - 0,725Ле°'47Ргд°'33= 0,725-10,530,47 -1,760,33 = 2,64,

де Ргд - число Прандтля дифузійне, Ргд = ц /р Дб ; Дб - коефіцієнт дифузії пари бензо­ла у газоповітряній суміші, за даними табл. Д.10 (див. додатки) коефіцієнт дифузії при температурі 0оС Доб = 7,7-10-6 м2/с.

При температурі 20оС коефіцієнт дифузії бензола у повітрі дорівнює

Об - Д0(р0 /р)(Т/Т0)1,5 = 7,7-10-6 [(273 + 20)/273]1,5 = 8,45-10-6 м2/с. Число Прандтля дифузійне дорівнює

Ргд = ц /р Дб= = 1,8-10-5 / 1,21-8,45-10-6 = 1,76 . Об'ємний коефіцієнт масовіддачі стадії зовнішньої дифузії за формулою (7.26)

- - 2,64^ 8,45310-6 - 4,57 1/с.

d] (2,2 •Ю-3)2

Відповідь. 1. Потрібно використати адсорбер діаметром Да = 1,6 м, в якому висота шару адсорбенту дорівнює Н = 0,8 м. 2. В адсорбер потрібно завантажити Оа = 804 кг гранульованого адсорбенту. 3. Коефіцієнт масовіддачі для стадії зовнішньої дифузії із газового потоку до поверхні гранул адсорбента дорівнює р^гг = 4,57 1/с.

7.4 Схеми адсорбційних установок

Адсорбційні установки залежно від масштабів виробництва, власти­востей адсорбата й адсорбенту бувають періодичної й безперервної дії, і працюють по дво-, три- і чотиристадійному способах. Вибір того або іншого способу залежить від призначення установки, параметрів про­цесу й техніко-економічних показників.

У чотиристадійному способі адсорбції робочий цикл включає чотири стадії: 1) власне адсорбцію; 2) десорбцію адсорбтива водяним паром; 3) сушіння адсорбенту; 4) охолодження адсорбенту.

Трифазний спосіб застосовують при відсутності стадій сушіння або охолодження, у двофазному способі стадії сушіння й охолодження об'єднані зі стадією адсорбції або процес десорбції проводять без сушін­ня й охолодження адсорбенту.

Рис. 7 6 - Схема адсорбційно-десорбційной установки:

Потоки: А - парогазова суміш; Б - очищена газова суміш; В - вода технічна; Вт - повітря технологічне; Г - неконденсовані гази; Д - скраплений компонент; Ж - суміш адсорбата с конденсатом; К - конденсат водяної пари; Пи - водяний пар насичений; Р - охолоджувальний розсіл;

1 - газодувка; 2 - фільтр; 3 - іскрогасник; 4 - теплообмінник-холодильник; 5 - адсорбер зі стаціонарним шаром; 6, 7 - холодильник-конденсатор; 8 - конден­сатор; 9 - збірник конденсату; 10 - насос; 11 - збірник скрапленого адсорбата; 12 - повітродувка; 13 - теплообмінник-підігрівач повітря

На рис. 7.6 показана принципова технологічна схема адсорбційної установки періодичної (напівбезперервної) дії, що працює по чотири-стадійному циклу й призначена в основному для вилучення шкідливихгазів (наприклад, сірководню) та пари органічних летких розчинників з газо (паро)- повітряної суміші.

Газо (паро)- повітряна суміш нагнітається газодувкою 1, проходить через фільтр 2, іскрогасник 3, при необхідності охолоджується в тепло-обміннику-холодильнику 4, і надходить зверху в адсорбер 4 зі стаціо­нарним (нерухомим) шаром адсорбенту, де відбувається процес погли­нання адсорбтива. Очищена газова суміш відводиться знизу адсорбера й подається в технологічний цикл.

Після відпрацювання (насичення) шару адсорбенту перемикають газовий потік на другий адсорбер, а перший адсорбер переводять у режим десорбції. Десорбцію проводять насиченою водяною парою, що подається в апарат знизу, отриману парогазову суміш направляють у холодильники-конденсатори 6 та 7, охолоджувані звичайно водою, отриманий конденсат з домішкою адсорбтива відводять у збірник 9 і насосом 11 направляють на розділення.

Несконденсовану парогазову суміш направляють у конденсатор 8, охолоджуваний холодоагентом (наприклад, охолодженим розсолом), утворений конденсат розчинника (наприклад, регенерований розчинник) відводять у збірник 10 та використовують повторно.

По закінченні процесу десорбції проводять стадію сушіння адсорбе­нта, подаючи в апарат повітродувкою 12 повітря, підігріте у тепло­обміннику 13. По закінченні сушіння проводять охолодження шару адсорбента холодним повітрям, що подається повітродувкою 12.

Число використовуваних адсорберів залежить від продуктивності установки й тривалості основних стадій. Звичайно тривалість стадії адсорбції становить 8 - 16 годин, стадії десорбції 4 - 6 годин, стадій сушіння й охолодження 2 - 4 години.

Така ж схема з деякими змінами може бути використана для осушки й очищення природного газу від домішок кислих газів.

На газопереробних заводах застосовують адсорбційно-десорбційні установки для відбензинування природного газу - виділення із природ­ного газу насичених вуглеводнів складу С3 - С5.

На рис. 7.7 подана схема установки з відкритою системою регенера­ції, у якій із циклу виключена стадія сушіння адсорбенту.

Рис. J.J - Схема адсорбційно-десорб-ційної установки для відбензинення природного газу з відкритою системою регенерації адсорбента:

Потоки: А - сирий газ; Б - відбензи-нений газ; В - топковий газ; Г - кон­денсат; Д - бензиновий конденсат;

1 - приймальний сепаратор; 2, 3 - ад­сорбери; 4 - повітряний холодильник; 5 - теплообмінник; 6 - вогневий підігрі-вач; 7 - сепаратор потоку регенерації; 8 - стабілізаційна колона

Природний газ надходить у приймальний сепаратор 1, де відділяєть­ся конденсат, а потім в адсорбер 2, що працює в режимі адсорбції, при цьому з газу адсорбується фракція вуглеводнів складу С3 - С5.

Потік відбензиненого газу потім надходить у теплообмінник 5, де підігрівається до температур, трохи вищих температури навколишнього середовища, і відправляється споживачеві (потік Б).

Паралельно адсорбер 3 перебуває в режимі регенерації адсорбенту, для чого частина потоку вихідного газу підігрівається у вогневому піді­грівнику 6 і проходить зверху вниз шар адсорбенту, витісняючи погли­нені в попередньому режимі пари вологи і фракції вуглеводнів. Гаряча парогазова суміш прохолоджується спочатку в повітряному холодиль­нику 4, а потім у теплообміннику 5. Охолоджена парогазова суміш проходить сепаратор регенерації 7, у якому виділяється конденсат -відбензинена фракція. Отриманий конденсат змішується з конденсатом із вхідного сепаратора й потім подається в стабілізаційну колону 8, з якої зверху виводиться паливний (топковий) газ, а знизу - нестабільний бензин. Гази віддувки із сепаратора 7 повертаються в потік сирого газу.

Установки з відкритою системою регенерації компактні, прості в обслуговуванні та надійні в роботі, недоліком їх є періодичність (цик­лічність) роботи адсорбера, а також те, що за рахунок відведення час­тини сирого газу (до 25 % основного потоку) у систему регенерації знижується продуктивність установки й ступінь вилучення цільових продуктів. На установках із закритою системою регенерації досягається більш високий вихід цільових продуктів, але такі установки вимагають додаткового устаткування й складніші в експлуатації.

В адсорбційно-десорбційних установках безперервної дії основні стадії циклу адсорбція - десорбція проходять одночасно в декількох апаратах або в одному багатофункціональному апараті, при цьому в установці використовують безперервний рух шару адсорбенту із секції адсорбції в секції десорбції та регенерації з наступним транспортуван­ням адсорбенту за допомогою ківшових підйомників або пневмотранс­порту. Основними недоліками таких установок є підвищене пилоутво­рення в результаті стирання й руйнування гранул адсорбенту.

7.5 Будова, принцип роботи й розрахунок адсорберів Адсорбери періодичної дії. Процес адсорбції в адсорберах періоди­чної дії протікає в нестаціонарних умовах, що утрудняє розрахунок концентрації адсорбата по висоті шару та визначення часу захисної дії адсорбенту.

У процесах періодичної адсорбції використовують горизонтальні й вертикальні адсорбери з нерухомим (стаціонарним) шаром адсорбенту, представлені на рис. 7.8.

Вертикальні адсорбери висотою циліндричної частини 2,2 м з діаме­тром корпус 2; 2,5 й 3 м у нижній частині на опорній решітці маютьшар гравію, над яким розташовується шар адсорбенту висотою 0,5 -1,2 м. У вертикальних адсорберах з кільцевим шаром товщиною 0,6 -0,8 м полегшене вивантаження відпрацьованого шару адсорбенту.

Горизонтальні адсорбери з діаметром корпуса 1,8 - 2 м і довжиною 3 - 9 м призначені для газоочисних установок продуктивністю біль­шою ніж 30 тис. м3/год. У середній частині апарата на решітці укладе­ний шар адсорбента висотою 0,5 - 0,8 м, звичайно адсорбент заванта­жують у мішках. Для зменшення пиловиносу шар адсорбента закритий сіткою й привантажений. Швидкість руху газу в шарі звичайно стано­вить 0,2 - 0,3 м/с. Газова суміш, що очищається, подається в апарат зверху, очищений газ відводиться знизу. Регенерація адсорбента про­водиться за допомогою насиченої водяної пари, що подається через барботер, вмонтований у нижній частині під опорною конструкцією.

Рис. 7.8 - Адсорбери періодичної дії:

а - вертикальний; б - горизонтальний;

А - подача газової суміші; Б - відведення очищеного газу; В - подача насиче­ної водяної пари; Г - відвід конденсата; Д - відведення десорбованого компонента;

1 - корпус; 2 - шар адсорбента; 3 - шар гравія; 4 - опорні балки; 5 - барботер; 6 - фільтровальна сітка; 7, 8 - завантажувальний и розвантажувальний люки; 9 - опора; 10 - сітка

Вихідні дані для розрахунку адсорбера звичайно включають об'ємну витрату газової суміші-носія, її компонентний склад, тиск і температу­ру, ступінь вилучення адсорбата або концентрацію адсорбата в очище­ному газі. Звичайно задають марку адсорбента й тривалість стадії сорб­ції до початку стадії десорбції (регенерації адсорбента).

Методика розрахунку адсорбера. Метою розрахунку є визначення основних розмірів адсорбера (діаметра й висоти шару адсорбента), три­валість стадії адсорбції й числа адсорберів, необхідних для забезпечен­ня змінно-циклічної роботи адсорбційно-десорбційної установки.

Розрахунок адсорбера включає наступні етапи.

1. Розрахунок об'ємних витрат газу при робочих умовах (тиску й температурі), матеріальних і теплових балансів процесу. У результаті розрахунку визначають об'ємну витрату очищеної газової суміші-носія, масову витрату адсорбтива й адсорбента, кількість виділюваного тепла при адсорбції й температуру в шарі адсорбента в робочих умовах.

2. Визначення діаметра адсорбера. Діаметр абсорбера визначають залежно від об'ємної витрати газу-носія й фіктивної (розрахованої для вільного перетину апарата) швидкості газового потоку, при цьому

Ба ІГг /0,785^, (7.28)

де Уг - об'ємна витрата газу-носія при робочих параметрах процесу, м3/с; м> - фіктивна швидкість газу в апараті, м/с.

Страницы:
1  2  3  4  5  6  7  8  9  10  11  12  13  14  15  16  17  18  19  20  21  22  23  24  25  26  27  28  29  30  31  32  33  34  35  36  37  38 


Похожие статьи

А П Врагов - Гідромеханічні процеси та обладнання хімічних і нафтопереробних виробництв

А П Врагов - Сравнительный анализ энергетических затрат в процессах высаливающей и испарительной кристаллизации

А П Врагов - Массообмінні процеси та обладнання хімічних і газонафтопереробних виробництв