Расход адсорбента

где k = 1,1…1,3 – коэффициент; G₀ - количество газа, проходящего через 1 м² поперечного сечения аппарата в секунду, кг/(м^2.с):

G₀ = w_пс^.ρ_г.

6. Сопротивление кипящего слоя:

где _ф - коэффициент формы частиц;  - коэффициент трения:

λ = 200/Re при Re ≤ 35,

λ = 11,5^.Re^0,5 при 35 < Re ≤ 7000.

Пример 11. Спроектировать адсорбционную установку с псевдоожиженным слоем адсорбента для улавливания из воздуха паров бензола активным углем.

Определить диаметр и высоту многоступенчатого адсорбера, число тарелок и расход адсорбента при следующих условиях:

- расход паровоздушной смеси при рабочих условиях G = 2000 м³/ч = 0,555 м³/с;

- температура паровоздушной смеси 20 °С;

- атмосферное давление 735 мм рт. ст. = 9,81^.10⁴ Па;

- начальная концентрация бензола в воздухе y_н = 25^.10^-3 кг/м³;

- концентрация бензола в воздухе, на выходе из аппарата (конечная) у_к = 1^.10^-3 кг/м³.

В качестве адсорбента выбираем активный уголь марта СКТ-6А, соответствующий заданным условиям по прочности, гранулометрическому составу и пористой структуре. Принимаем следующие характеристики адсор-бента: средний диаметр частиц d_ч = 1,0^.10^-3 м; кажущаяся плотность ρ_т = 670 кг/м³; насыпная плотность адсорбента ρ_н = 470 кг/м³.

Изотерму адсорбции паров бензола из воздуха на активном угле марки СКТ-6А (рис. 49) строим по данным табл. .

Рис. 49. Рабочая (1) и равновесная (2) линии процесса адсорбции бензола из воздуха на активном угле СКТ-6А.

При отсутствии равновесных данных изотерму адсорбции строят по коэффициентам аффинности β характеристических кривых различных веществ для активных углей.

В многоступенчатых противоточных адсорберах с псевдоожиженным слоем поглотителя при устойчивых режимах псевдоожижения порозность слоя ε_пс находится в пределах ε_пс = 0,5…0,65 м³/м³.

Принимаем порозность слоя ε_пс = 0,55 м³/м³.

Согласно экспериментальным и теоретическим исследованиям, значение оптимальной высоты неподвижного слоя на тарелке находится в интервале 0,03…0,05 м, в зависимости от марки и гранулометрического состава адсорбента. Для хорошо сорбирующихся газов слой такой высоты обеспечивает практически полное извлечение адсорбтива. При других значениях высоты слоя псевдоожижение на тарелке может быть неравномерным, возможны проскоки адсорбтива, в результате чего увеличение количества адсорбента на одной тарелке не приводит к желаемой полноте извлечения. Принимаем высоту неподвижного слоя на тарелке Н = 0,05 м.

1. Определение скорости газового потока.

Скорость газового потока можно определить из соотношения

Re = wd_э/v.

Для режима устойчивого псевдоожижения зерен адсорбента

где

Подставив, получим:

Тогда скорость газового потока

м/с.

Диаметр аппарата найдем из уравнения расхода:

м.

2. Определение расхода адсорбента.

Необходимый расход адсорбента определяют, приняв, что на выходе из аппарата адсорбент насыщен полностью, т. е. х = х*(у_н).

По изотерме адсорбции (табл. приложения) находим:

х*(25^. 10^-3) = 300 кг/м³.

Тогда по уравнению материального баланса расход поглотителя

м³/с.

Принимая количество адсорбента с учетом истирания и уноса на 30 % большее, получим расход твердой фазы

= 1,3^.4,4^.10^-5 = 5,72^.10^-5 м³/с.

3. Определение объемного коэффициента массопередачи.

Объем собственно адсорбента в аппарате находят по основному уравнению массопередачи

где K_yv - объемный коэффициент массопередачи, отнесенный к объему зерен адсорбента, с^-1.

Коэффициент K_yv меняется от тарелки к тарелке причем скорость процесса может лимитироваться как внешне -, так и внутридиффузионной кинетикой. По мере перетекания адсорбента на нижележащие тарелки доля внутридиффузионного сопротивления возрастает.

Экспериментально показано, что величина β₀, называемая средним эффективным коэффициентом массообмена, близка к объемному коэффициенту внутренней массоотдачи, практически не зависящему от скорости газового потока. На этом основании принимаем: β₀ ≈ K_м.

Для определения коэффициента массоотдачи β₀ в псевдоожиженном слое адсорбента рекомендуется уравнение:

или

где - критерий Нуссельта; D_y - коэффициент диффузии адсорбтива в воздухе, м²/с; - безразмерный комплекс; L_уд - удельный расход адсорбента, м³/(м^2.с); у_нас - концентрация насыщенного пара адсорбируемого вещества, кг/м³; β - коэффициент аффинности; В - структурная константа адсорбента (табл. ), 1/(г^.рад²); Н - высота неподвижного слоя адсорбент на тарелке, м; Т - абсолютная температура, К.

Подставив, получим

с^-1.

4. Определение общего числа единиц переноса.

Для построения рабочей линии процесса из уравнения материального баланса находим концентрацию адсорбтива в адсорбенте на выходе из адсорбера:

кг/м³.

Строим рабочую и равновесную линии процесса на диаграмме х—у (см. рис. 49). С помощью диаграммы определяем вспомогательные величины, необходимые для графического интегрирования (табл. 16):

Таблица 16.

Методом графического интегрирования (рис. 50) находим число единиц переноса:

Рис. 50. Определение числа единиц переноса.

Определяем объем, занимаемый собственно адсорбентом:

м³.

Объем слоя адсорбента

м³.

Число тарелок в адсорбере

Принимаем п = 5.

Расстояние между тарелками Н₀ с учетом конструкции переточного устройства, неравномерности псевдоожижения и возможных колебаний скорости газового потока принимают равным (3…5) Н_пс.

Высота неподвижного слоя Н на тарелке и высота псевдоожиженного слоя Н_пс связаны соотношением:

(1 - ε) Н = (1 – ε_пс) Н_пс,

где ε - порозность неподвижного слоя адсорбента на тарелке.

В данном случае

ε = 1 – ρ_н/ρ_т = 1 - 470/670 = 0,3

и высота псевдоожиженного слоя адсорбента на тарелке равна

м.

С запасом принимаем расстояние между тарелками 0,4 м. Высота тарельчатой части аппарата

H_т = H₀(n - 1) = 0,4^.(5 - 1) = 1,6 м.

Расстояния от крышек аппарата до верхней и нижней тарелок определяются конструкциями распределительных и питательных устройств. Приняв эти расстояния равными 2Н₀, получим общую высоту аппарата:

Н_ап = Н_т + 2^.2Н₀ = 1,6 + 4^.0,4 = 3,2 м.

Для псевдоожиженных слоев гидравлическое сопротивление определяется по формуле

Па.