Проект установки очистки и обезвреживания выбросов от паров органических веществ

С этого момента концентрация компонента в отходящей парогазовой смеси возрастает вплоть до наступления равновесия.

Количество вещества, поглощаемого единицей массы (или объема) адсорбента за время от начала адсорбции до начала «проскока», определяет динамическую активность адсорбента. Количество вещества, поглощенное тем же количеством адсорбента за время от начала адсорбции до установления равновесия, характеризует статическую активность (равновесную активность).

Статическая и динамическая активности адсорбента зависят от температуры газа и концентрации в нем поглощаемого компонента. Согласно основным положениям массопередачи, равновесные соотношения при адсорбции должны выражать зависимости между концентрацией адсорбированного твердым телом вещества (адсорбатом) и равновесной концентрацией поглощаемого вещества в парогазовой смеси или растворе — адсорбтивом.

Если поглощаемым веществом является газ или пар, то равновесную концентрацию в парогазовой смеси можно заменить парциальным давлением. Адсорбируемое количество обычно выражают объемом, поглощенным 1 г адсорбента при 0 °C и давлении 760 мм рт. ст., или массой газа, адсорбированной на единицу массы сорбента.

При постоянной температуре количество адсорбированного газа или пара возрастает с увеличением давления. Поскольку адсорбция является экзотермическим процессом, количество вещества, адсорбированного в состоянии равновесия, всегда уменьшается при повышении температуры.

В результате протекания некоторых сложных процессов, таких, например, как смачивание адсорбента или изменения формы отверстий капилляров и пор твердой фазы, параметры, характеризующие равновесие десорбции, отличаются от величин, определенных для адсорбционного равновесия. Для процесса адсорбции характерно наличие гистерезиса, и давление десорбции всегда ниже, чем величина, получаемая при адсорбции.

2.

2.1 Определение размеров и необходимого сечения слоя адсорбента.

Рабочую скорость потока газа примем на 25% ниже допустимой, принятой по справочным данным. Обычно, исходя из условий осуществления необходимого времени контакта газа с сорбентом и минимальных гидравлических сопротивлений, ω выбирают в пределах 0,15−0,5 м/с.:

ω=0,75·0,4 = 0,3 м/с. (2.1) Активная поверхность адсорбера составит:

F=Q/ω=25 000/0,3·3600 = 23,15 м². (2.2) где Q — объем выброов;

ω - скорость потока газа;

При расчете внутреннего диаметра адсорбера примем ωвн = 4,15м/с:

Fвн= Q/ω вн = 25 000/4,15·3600 = 1,6 м². (2.3) Следовательно сам диаметр можно определить из выражения:

Dвн=√Fвн/0,785= √1,6/0,785=1,4 м. (2.4) При высоте слоя адсорбентов 0,4 м наружный диаметр адсорбера составит:

Dн=2·h + Dвн=2·0,4 + 1,4 = 2,2 м. (2.5) Для кольцевого адсорбера высота пространства, в которое загружается адсорбент, определяется из формулы:

Н=2·F/π·(Dвн+ Dн)=2·23,15/3,14·(1,4 + 2,2) = 4 м. (2.6)

2.

2.2 Построение изотермы адсорбции паров толуола на активном угле АР-3.

Изотерма адсорбции паров толуола строится по изотерме паров бензола на том же угле при температуре адсорбции. Используя известные равновесные значения а0 и с0 для бензола, рассчитаем соответствующие значения а0* и с0* для толуола по формулам:

а0* = а0/βа, (2.7) где βа =1,25;

lgс0* = lgс0н*- βа·Т/Т0·lgс0н/с0, (2.8) где с0н* и с0н — концентрации толуола и бензола, соответствующие состоянию насыщения.

Давление насыщенного пара толуола и бензола возьмем из справочной литературы равным р0н*=2973

Па, тогда концентрация толуола и бензола равны:

с0н* = р0н* · Мк/R·T=2973·92/8314·293=0,112кг/м3, (2.9) с0н= 9997·78/8314·293=0,32кг/м3, (2.9) Для удобства дальнейшей работы сведем расчеты в таблицу 2.

1.

Таблица 2.1 — Данные для построения изотермы адсорбции.

Координаты точек взятые на изотерме адсорбции паров бензола Координаты рассчитанных точек для построения изотермы адсорбции паров толуола а0, кг/м3 с0 ·103, кг/м3 а0*, кг/м3 с0* ·103, кг/м3 102,5 0,854 82 0,1 131,25 2,65 105 0,5 140 6,75 112 0,8 147,5 9,87 118 1,4 151,25 13,6 121 2,31 152,5 16,1 122 3 153,75 21,2 123 3,5

Рисунок 2.1 — Изотерма адсорбции паров толуола.

2.

2.3 Определение коэффициента массопередачи адсорбера.

Производя расчеты примем значения плотности и вязкости по воздуху µв= 1,21кг/м3, и ρв = 0,018 · 10−3Па·с.

Эквивалентный диаметр гранул адсорбента можно найти из выражения:

dэ = 2,31 · (d · l/(d/2+1)) = 2,31 · (1 · 1/(5 + 1)) = 0,3 · 10−3 м. (2.10) Определим порозность слоя исходя из критерия Архимеда

(2.10) где (ч — плотность частиц адсорбента, (ч = 550 кг/м3.

Принимаем коэффициент формы частиц: (=0,8.

Тогда:

(2.11) где µв — вязкость воздуха.

Порозность слоя выражена следующим выражением.

(2.12) (2.13) Снижение движущей силы массопереноса в результате отклонения движения газа от режима идеального вытеснения учтем введением дополнительного диффузионного сопротивления продольного перемешивания. Коэффициент, учитывающий продольное перемешивание запишем в виде:

(2.14) Коэффициент массопередачи с учетом продольного перемешивания:

(2.15) Таким образом удельная поверхность адсорбента равна:

(2.16) 2.

2.4 Определение продолжительности стадии адсорбции.

Для выпуклого участка изотермы продолжительность адсорбции до появления в очищенных выбросах проскоковой концентрации определим по формуле:

τпр= а0/ ω · са · (h — ω/K · (1/p · ln (c0/cпр — 1) + lnc0/cпр — 1)), (2.17) где р =с0/у;

Величину у определим по изотерме адсорбции, она составит:

у=0,15 г/м3,

тогда:

р =с0/у=2,31/0,05=15,4.

τпр=110·103/0,3·2,31·(0,4−0,3/7,465·10−3·853·(1/15,4·lg (2,31/0,21−1)+lg2,31/0,21−1)) τпр = 98 215 сек = 27,3 час.

2.

2.5 Определение гидравлического сопротивления адсорбера.

Гидравлическое сопротивление адсорбера определяется по формуле:

(Р = 2h · G2(1 — ε)3/g · dэ · ρг·(1900·µг/dэ · G · (1 — ε) + 52) (2.18) где h — высота слоя адсорбента;

dэ — диаметр частиц адсорбента;

G — массовый расход выбросов, G = 25 000 · 1,21/3600 · 23,15 = 0,36 кг/с·м2;

g — ускорение свободного падения;

µ и ρ - динамическая вязкость и плотность выбросов.

(Р = (2 · 0,4 · 0,362 · (1 — 0,276)

3/9,8 · 0,3 · 10−3 · 1,21) · ((1900 · 0,018 · 10−3/0,3 · ·10−3 · 0,36 · (1 — 0,276)) + 52) = 290 кг/м3.

2.3 Расчет стадии десорбции.

Продолжительность десорбции паром определим из выражения:

τд= ((12,47 · ωп — 0,561· ωп2 — 9,58)/(1 — ε) · ρн)-1·ln (а0/а0ст), (2.19) Приняв скорость пара ωп = 3м/мин, определим продолжительность стадии десорбции:

τд= ((12,47 · 3 — 0,561· 32 — 9,58)/(1 — 0,375) ·550)-1·ln (110/11) = 35мин.

Десорбцию производят водяным паром с давлением 3,6 ат; в процессе десорбции в адсорбере атмосферное давление 1ат; вся система (кроме изоляции) нагревается до 100 °C, теплоизоляция нагревается до 70 °C.

Расход тепла на нагревание адсорбера:

Q1 = Ga· с1· (t1 — k — t1 — h), (2.20) где Ga — масса всего адсорбера, кг.

Ga = G′a· 1,2; G′a = V1· ρст,

(2.21) где G′a — масса обечайки адсорбера, кг;

V1 — объем адсорбера, м3;

ρст — плотность стали, кг/м3.

V1 = S1*hц; S1 = SS2; S = π · (D 1ад)

2/4; S2 = π· D 2ад/4,

(2.22) где D1аддиаметр адсорбера (учитывая толщину стенки), м.

S = 0,785· 1,7 = 1,4 м²;

S2 = 0,785· 1,6 = 1,25 м²;

S1 = 1,4 — 1,25 = 0,15 м²;

V1 = 0,15· 6 = 0,9 м³;

G′a = 0,9· 7850 = 7065 кг;

Ga = 7065· 1,2 = 8478 кг.

Теплоемкость стали:

с1 = 0,482 кДж/кг· К = 0,115 ккал/кг· К ,

(2.23) где 1 ккал = 4,19 кДж, тогда:

Q1 = 8478· 0,482·(100−20) = 283 339 кДж = 67 627 ккал.

Расход тепла на нагревание асбестовой изоляции:

Q2 = G2· с2· (t2 — k- t2- h).

(2.24) Теплоемкость асбестовой изоляции:

с2 = 0,817 кДж/кг· К = 0,195 ккал/кг· К,

Q2 = 1000· 0,817 · (70−20) = 40 850 кДж = 9749 ккал.

Расход тепла на нагревание угля:

Q3 = G3· с3 · (t3 — k- t3- h).

(2.25) Теплоемкость угля:

с3= 0,838 кДж/кг· К = 0,2 ккал/кг· К,

Q3 = 14 661· 0,838 · (100−20) = 982 873 кДж = 234 575 ккал.

Расход тепла на нагревание влаги, находящейся в угле:

Q4 = G4· с4 · (t4 — k- t4- h).

(2.26) Теплоемкость воды:

С4= 4,19 кДж/кг· К = 1 ккал/кг· К,

Q4 = 733· 4,19· (100 — 20) = 245 702 кДж = 58 640 ккал.

Расход тепла на нагревание толуола, находящегося в угле:

Q5 = G5· с5 · (t5 — k — t5- h).

(2.27) Теплоемкость толуола:

с5= 0,846 кДж/кг· К = 0,202 ккал/кг· К,

Q5 = 2937· 0,846· (100 — 20) = 198 776 кДж = 47 441 ккал.

Расход тепла на десорбцию толуола:

Qт = W· q, W = G′″- Gч. у, где Gч. у-количество толуола, остающееся в угле после десорбции.

Gч.у = 147, W = 2937 — 147 = 2790 кг или 2790/154 = 18,12 кмоль, где154 — молекулярный вес толуола.

Количество угля в адсорбере Gу = 14 661 кг или 14 661/18,12 ≈ 809 кг на 1 кмоль поглощенного пара.

Теплота адсорбции при соотношении 1 кмоль пара на 500 кг угля, при 0 °С:

q = 416,5 кДж/кг = 99,4 ккал/кг.

В практических расчетах можно принимать, что теплота адсорбции паров органических веществ от температуры не зависит. В нашем случае большую теплоту адсорбции вычисляют по формуле:

q = m · an,

(2.28) где, а — количество адсорбированного пара, л/кг угля;

m и n — константы.

а = 22,4· 18,12·1000/14 661 = 27,7 л/кг, где 22,4 — объем 1 моль при °С и 760 мм рт. ст.

m = 0,893, n = 0,930;

q = 0,893· 27,7 0,930 = 19,60 ккал/кг угля.

Полное количество тепла, выделяющееся при поглощении паров толуола:

Qд = 19,60 · 4,19 · 14 661 = 1 204 020 кДж.

Расход пара на нагревание системы, десорбцию толуола из угля и компенсацию потерь тепла в окружающую среду:

D1 = (Q1+Q2+Q3+Q4+Q5+Qд+Qп)/(λ - θ · c). (2.29) Потерю тепла в окружающую среду Qп ориентировочно можно принять 4% от тепла, затраченного на нагревание системы и на десорбцию толуола из угля:

D1 = (Q1+Q2+Q3+Q4+Q5+Qд) · 1,04/(λ - θ· c).

При 3,6 ат λ = 2744 кДж/кг = 654,9 ккал/кг, при 1 ат θ ≈ 100 °C;

λ - теплосодержание пара, кДж/кг или ккал/кг;

θ - температура конденсата греющего пара, 0С.

D1 = (283 339+40850+982 873+245702+198 776+1204020)*1,04/(2744−100*4,19) = 1322 кг.

2.5 Заключительные положения.

Проведя анализ основных методов очистки выбросов паров органических веществ и необходимые расчеты рассмотрим один из возможных вариантов схемы организации всего производства.

Газ, содержащий рекуперируемые летучие вещества, вентиляторами подается в адсорбер, заполненный активным углем, предварительно проходя фильтр, служащий для удаления пыли, а также огнепреградитель, необходимый для предотвращения распространения огня по трубопроводам в случае воспламенения очищаемой парогазовой смеси, и кроме того холодильник. После насыщения слоя адсорбента адсорбер переключается на стадию десорбции. Адсорбент регенерируется острым водяным паром (давление 0,1−0,36 МПА), подаваемым из нижней части адсорбера.

Часть пара конденсируется, отдавая тепло на нагрев адсорбента, материала адсорбера и на компенсацию теплоты адсорбции. Оставшийся пар уносит пары адсорбата в конденсатор, проходя через циклон, задерживающий пылевидные частицы адсорбента. Конденсат, представляющий собой смесь воды и адсорбата, охлаждается в холодильнике и подается в отстойник на разделение. Вследствие того, что некоторые вещества частично растворяется в воде, смесь направляют на экстрагирование или подают на технологические нужды.

Сушка адсорбента осуществляется горячим воздухом, подаваемым в адсорбер вентилятором через калорифер. Охлаждение адсорбента производится атмосферным воздухом, подаваемым вентилятором по обводной линии.

ЗАКЛЮЧЕНИЕ

В случае очистки газа от примесей, присутствующих в небольших концентрациях, применяют кольцевые адсорберы. В большинстве случаев адсорберы изготовляют сварными из листовой стали (обычно марки Ст-3) толщиной от 8 до 12 мм. В случае рекуперации коррозирующих жидкостей адсорберы изготовляют из нержавеющей стали.

В кольцевом адсорбере рекомендуется паровоздушную смесь направлять от периферии к центру для лучшего использования угольного слоя (по мере уменьшения концентрации смеси уменьшается и площадь сечения угольного слоя).

Адсорберы с кольцевым слоем угля значительно компактнее, чем с плоским. Однако широкого распространения кольцевые адсорберы не получили из-за сложности конструкции. Адсорберы той или иной конструкции выбирают с учетом конкретных условий процесса. Вертикальные адсорберы применяют на рекуперационных установках малой и средней мощности (примерно до производительности 30 000 м3/ч паровоздушной смеси). Горизонтальные и кольцевые адсорберы применяют обычно на рекуперационных установках средней и большой мощности.

Адсорбционные установки с неподвижным слоем адсорбента, несмотря на периодичность работы каждого аппарата, наиболее распространены в промышленности ввиду трудности использования движущегося слоя из-за истирания адсорбента. Для осуществления непрерывной работы всей установки она должна включать несколько адсорберов, причем их число определяется соотношением продолжительностей стадий цикла.

Если сырье обрабатывается в каждый момент только в одном адсорбере, то при двух аппаратах продолжительность стадий адсорбции равна сумме продолжительностей десорбции, сушки и охлаждения.

СПИСОК ЛИТЕРАТУРЫ

Кузнецов, Б. Н. Синтез и применение углеродных сорбентов / Б. Н. Кузнецов, М. Л. Щипко, В. Е. Тарабанько // Соросовский образовательный журнал, 1999. — № 12. — С. 29−34.

Тайц, Е. М. Окускованное топливо и адсорбенты на основе бурых углей / Е. М. Тайц, И. А. Андреева, Л. И. Антонова. — М.: Недра, 1985. — 160 с.

Фенелонов, В. Б. Пористый углерод / В. Б. Фенелонов. — Новосибирск.: Химия, 1995. -513 с.

Рощина, Т. М. Адсорбционные явления и поверхность / Т. М. Рощина, В. П. Передовой, Ф. Л. Ковш // Соросовский образовательный журнал. 1998. -№ 2. — С. 89−94.

Серпионова, Е. Н. Промышленная адсорбция газов и паров / Е. Н. Серпионова. — М.: Высшая школа, 1969. -416 с.

Грег, С. Адсорбция, удельная поверхность, пористость / С. Грег, К. Синг. — М.: Мир, 1984. — 306 с.

Никитина, Ю. С. Экспериментальные методы в адсорбции и молекулярной хроматографии / Ю. С. Никитина. — М.: МГУ, 1990. — 318 с.