Б) Расчет адсорберов с кипящим (псевдоожиженным) слоем адсорбента.

1. Скорость псевдоожижения определяют по уравне­нию:

где  - кинематическая вязкость газа, м²/с; _т - плотность твердой фазы, кг/м³.

Для проверки правильности расчета скорости псевдоожижения дополнительно определяют критерий Рейнольдса:

Если Re >10, то значение скорости псевдоожижения умножают на поправочный коэффициент ₀:

2. Порозность кипящего слоя принимают равным _пс = 0,5…0,75 или рассчитывают по уравнению:

где Re и Ar определяют по формулам (36) и (37).

3. Высота псевдоожиженного слоя H_пс равна:

где H_н - высота неподвижного слоя (обычно принимается H_н = 0,03…0,05м); ₀ - порозность неподвижного слоя:

Здесь _н, _каж - насыпная и кажущаяся плотность адсорбента, кг/м³.

4. Высота тарельчатой части адсорбера Н_т:

H_т = h_т(n - 1),

h_т = (3…5)H_пс;

n_т - число тарелок в адсорбере:

где V_сл - объем слоя адсорбента, м²:

Здесь V_ад - объем слоя, занимаемый собственно адсорбентом, м³:

где K_V.y - объемный коэффициент массопередачи, с^-2;

K_V.y = _y;

n_y - число единиц переноса; _y - коэффициент массоотдачи для псевдоожиженного слоя, м²/с:

Здесь L_уд - удельный расход адсорбента, м³/(м^2.с); D₀ - коэффициент диффузии, м²/с; Y_к^* - концентрация насыщенного пара адсорбируемого вещества, кг/м³;  - коэффициент аффинности; В - структурная константа, 1/град; Т - температура, К.

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.

у	y*	y - y*	l/(y – y*)	y	y*	y - y*	1/(y – y*)
0,025 0,024 0,023 0,022 0,021 0,020 0,019	0,0010 0,0009 0,0008 0,0007 0,0006 0,0006 0,0005	0,0240 0,0231 0,0222 0,0313 0,0204 0,0194 0,0185	41,67 43,29 45,04 46,95 49,02 51,55 54,05	0,018 0,017 0,016 0,015 0,010 0,004 0,001	0,0004 0,0003 0,0002 0,0001 0,000 0,000 0,000	0,0176 0,0167 0,0158 0,0149 0,0100 0,0040 0,0010	56,82 59,88 63,29 67,11 100,00 250,00 1000,00

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.