Главная  Переработка нефти и газа 

Скачать эту книгу

0 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 39 40 41 42 43 44 45 46 47 48 49 50 51 52 53 54 55 56 57 58 59 60 61 62 63 64 65 66 67 68 69 70 71 72 73 74 75 76 77 78 79 80 81 82 83 84 85 86 87 88 89 90 91 92 [ 93 ] 94 95 96 97 98 99 100 101 102 103 104 105 106 107 108 109 110 111 112 113 114 115 116 117 118 119 120 121 122 123 124 125 126 127 128 129 130 131 132 133 134 135 136 137 138 139 140 141 142 143 144 145 146 147 148 149 150 151 152 153 154 155 156 157 158 159 160 161 162 163 164 165 166 167 168 169 170 171 172 173 174 175 176 177 178 179 180 181 182 183 184 185 186 187 188 189 190 191 192 193 194 195 196 197 198 199 200 201 202 203 204 205 206 207 208 209 210 211 212 213 214 215 216 217 218 219 220 221 222 223 224 225

вается практически полностью. Температурный режим окислительной регенерации для силикагелей обычно 300 -s- 350 °С, для алюмосиликатов 600 + 650 °С. Недопустим перефев адсорбента, так как это вследствие спекания пор адсорбента приводит к снижению или полной потере его активности.

РАСЧЕТ ПРОЦЕССА АДСОРБЦИИ (ДЕСОРБЦИИ)

Уравнение материального баланса адсорбции по извлекаемому компоненту может быть представлено в следующем виде:

Ga = АГд (а, - а J = СоУ. - G,y, (VIII.1)

Go <V -Ч.

где Сд - масса извлекаемого компонента; ~ масса адсорбента; а, а. - активности по извлекаемому компоненту исходного и отработанного адсорбента; Go - масса исходной газовой смеси; G, - масса газовой смеси на выходе из адсорбера; у, у. - массовые концентрации извлекаемого компонента в газовой смеси соответственно на входе и выходе из адсорбера.

Уравнение (ЛШ1.2) в случае, если Go » G,, или при условии, что концентрации компонентов отнесены к потоку исходного сырья (см. расчет абсорбции многокомпонентной смеси), может быть приведено к следующему виду:

я=У»-У, (VIII.3)

Go - "в

Приведенные уравнения используются для определения массы адсорбента дх. загруженного в периодически действующий адсорбер, или для нахождения удельного расхода адсорбента (кратности циркуляции адсорбента) дГд/Со для адсорбера непрерывного действия с движущимся слоем адсорбента, а также для определения массы вещества Ga, извлекаемого при адсорбции. В случае периодически действующего адсорбера со стационарным слоем адсорбента количество извлекаемого компонента Ga соответствует продолжительности стадии адсорбции Тд.

Из приведенных уравнений следует, что чем больше емкость адсорбента по извлекаемому компоненту а., т.е. чем полнее отработан адсорбент и чем меньше величина а„, т.е. чем полнее адсорбент регенерирован, тем меньше удельный расход адсорбента.

Расход адсорбента возрастает с увеличением концентрации извлекаемого компонента в исходном сырье у и с уменьшением концентрации этого компонента у. в покидающем адсорбер газе.

Удельный расход адсорбента дд/о в значительной степени определяет

экономические показатели процесса в целом. Поэтому процесс адсорбционного разделения экономически оправдан при переработке сырья, в котором извлекаемые компоненты содержатся в сравнительно небольших количествах.

Так, при разделении смеси сухих углеводородных газов процесс адсорбции оказывается более выгодным, чем процесс абсорбции, тогда как для жирных газов целесообразнее применять процесс абсорбции. Аналогичное замечание относится и к разделению жидких смесей: в случае невысокого содержания извлекаемых компонентов в сырье адсорбционное разделение предпочтительнее экстракции.

При расчете процесса адсорбции масса исходной смеси Gq и начальная концентрация в ней извлекаемого компонента должны быть заданы, а величины а,, и у могут быть определены по изотерме адсорбции. Активность а, в начале процесса определяется полнотой регенерации адсорбента. По достижении состояния равновесия в адсорберах с движущимся слоем адсорбента адсорбат (активность отходящего адсорбента равна а) будет находиться в равновесии с исходным сырьем, т.е. = ар, а поток газа, уходящий из адсорбера, будет в равновесии с исходным адсорбентом, т.е. Ук = Укр (рис. VIII-4).

При действительном ходе процесса система не достигает состояния равновесия и степень приближения к равновесному состоянию зависит от ряда факторов: скорости протекания процесса адсорбции, продолжительности контакта фаз, поверхности контакта, активности (емкости) адсорбента.

Для режимов, устанавливаемых экспериментально, систему часто удается достаточно приблизить к состоянию равновесия при относительно небольшой продолжительности времени контакта; для практических расчетов принимают, что а,= (0,85 н-0,90)ар и у= (0,85-s-0,90)у,,р.

В случае адсорберов с неподвижным слоем адсорбента выбор величин °к и Ух усложняется вследствие неполноты отработки слоя адсорбента по высоте. В таких аппаратах контакт адсорбента с сырьем происходит послойно в направлении движения потока разделяемой смеси. При этом только часть адсорбента отрабатывается полностью.

Рве. VIII-4. График для определения кон- Рис. VIII-5. Распределение концентраций из-центраций в потоках, дюкидающих адсорбер влекаемого компонента по высоте стационарного слоя адсорбента

На рис. VIII-5 приведена схема распределения концентраций извлекаемого компонента по высоте слоя при условии приближения системы к состоянию равновесия. В пределах высоты слоя Л, адсорбент полностью отработан до активности ар, соответствующей состоянию равновесия с исходным газом.

Некоторая высота слоя на выходе обеспечивает гарантированное снижение концентрации извлекаемого компонента от у„ до ур,- активность адсорбента меняется соответственно от а,р до а„. Для расчета материального баланса адсорбера со стационарным слоем адсорбента величине а. соответствует среднее содержание извлекаемого компонента во всей массе адсорбента.

При неизменной зафузке адсорбента отношение высот слоев адсорбента hj/h, зависит от общей высоты слоя Я. При увеличении высоты слоя адсорбента доля частично отработанного слоя высотой будет уменьшаться. В этой связи предпочтительнее применять более высокий слой адсорбента.

В ряде случаев оправдано включение в цикл адсорбции двух последовательно соединенных адсорберов с периодическим включением на десорбцию первого по ходу сырья адсорбера и одновременным подключением второго адсорбера на питание исходным сырьем.

Для расчета материального баланса десорбции используются те же уравнения (VIII.l) - (VIII.3), в которых и Gq - соответственно равны массам десорбирующего агента и потока на выходе из адсорбера; у, и Ун - концентрации извлекаемого компонента в исходном десорбирующем агенте и в потоке, уходящем из аппарата. Из этих уравнений определяется расход десорбирующего агента

При заданных начальных величинах (содержании извлекаемого компонента в адсорбенте в конце стадии адсорбции а, и в исходном десорбирующем агенте у.) необходимые для расчета концентрации а„ и у„ могут быть найдены, как было указано выше, при помощи изотермы адсорбции, построенной для температуры, при которой осуществляется десорбция (см. рис. VIII-4).

Приведенные уравнения и фафики справедливы как для газообразного, так и для жидкого сырья.

АДСОРБЕРЫ

При адсорбционном разделении требуется осуществлять следующие основные стадии.

Адсорбция - контактирование подлежащей разделению смеси с адсорбентом, в результате которого определенные компоненты смеси адсорбируются, а оставшиеся выводятся из слоя.

При адсорбционном разделении жидких смесей во многих случаях к ним добавляют растворитель, который плохо адсорбируется. Его основное назначение заключается в снижении вязкости среды, облегчающем диффузию адсорбируемых компонентов.

Десорбция - контактирование офаботанного адсорбента с десорбирующим агентом с целью извлечения поглощенных компонентов и достижения необходимой степени регенерации адсорбента. Для облегчения десорбции и сокращения расхода десорбирующего агента, а также для более