Расчеты к подразделу 2.4.2.

    Р.25. Завершим расчет установки, предназначенной для осушки природного газа цеолитом NaA. Ранее мы показали, что равновесная величина адсорбции воды цеолитом в условиях задачи составляет Хо = 1,3.10² кг/м³ , коэффициент массопередачи – 1,09 1/с (Р.4), разогрев мал и процесс адсорбции протекает в изотермическимх условиях (Р.11). При высоте слоя адсорбента 3 м, скорости потока 0,2 м/с (в расчете на рабочее давление, равное 6 МПа) остаточное содержание воды, равное 10 мг/м³ , обеспечивается при продолжительности стадии адсорбции 8 ч (Р.9). Не будем вводить запас сорбента, компенсирующий потери емкости из-за старения (т.е. предусмотрим частое обновление адсорбента). Определим габариты адсорберов и их число, расходы потоков на стадиях регенерации и предложим технологическую схему процесса осушки.

    Примем, что производительность установки по природному газу составляет 300000 м³/ч в расчете на атмосферное давление (0,1 МПа).

    1.Определим сечение и диаметр адсорбера (S):

S = 300000.0,1/(6.3600.0,2) = 6,9 м²

    2.Найдем диаметр аппарата:

D = √(6,9.4/π) = 3 м.

3.Количество адсорбента в одном адсорбере:

6,9.3 = 20,7 м³ = 20,7.0,6 = 12,4 т

4. После выполнения этих несложных расчетов осуществляется предварительная проработка конструкции адсорбера. Один из вопросов ее – это определение толщины стенки аппарата. Из механического расчета аппарата вытекает, что она равна 100 мм. Внешний диаметр аппарата составляет 3 +2.0,1 = 3,2 м.

5. Масса адсорбера. Масса цилиндрической части:

7,8.3.(π/4).(3,2² – 3²) = 22,7 т

Здесь 7,8 – плотность стали, т/м³. Масса крышек и внутренних элементов адсорбера на этой стадии проектирования определяется приближенно в виде некоторого коэффициента запаса, например, 1,5. Отсюда ожидаемая полная масса адсорбера: 1,5.22,7 = 34 т.

    6.Определим расход тепла на проведение стадии нагрева. Он складывается из следующих составляющих: расход тепла на нагрев адсорбента, то же на нагрев аппарата, то же на десорбцию воды, то же на нагрев изоляции, то же на компенсацию потерь в окружающую среду. В этих расчетах мы не будем учитывать расход тепла на нагрев изоляции, так как он невелик в сравнении с другими составляющими, и примем, что потери тепла в окружающую среду примерно равны 10 % от суммы первых трех составляющих.

- Расход тепла на нагрев адсорбента равен произведению массы адсорбента(12400 кг) на его теплоемкость (0,96 кДж/(кг.К)) и на разность температур адсорбента в конце и начале прогрева. Начальную температуру можно принять равной 20 ⁰ С. Конечную температуру в технологических расчетах определяют как среднее арифметическое из значения температур в конце стадии нагрева. Температура адсорбента в верхней части адсорбера в конце стадии нагрева близка к температуре газа, поступающего на регенерацию, т.е. она равна 350 ⁰ С. Адсорбент прогревают не полностью: ввод горячего газа в него прекращают в тот момент времени, когда температура на выходе достигнет 140 – 150 ⁰ С. Предполагают, что глубокая дегидратация замыкающего слоя произойдет в результате перемещения тепла из прогретых слоев потоком газа, вводимого в адсорбер на стадии охлаждения. Итак, средняя конечная температура на стадии нагрева равна (350 + 150) /2 = 250 ⁰ С. Разность температур равна: 250 – 20 = 230 ⁰С.

    Расход тепла на нагрев адсорбента: 12400.0,96.230 = 2740000 кДж/стадию.

- Расход тепла на нагрев аппарата равен произведению его массы (34000 кг) на теплоемкость стали (0,5 кДж/кг) и разность температур (230 ⁰ С). Он таков:

34000.0,5,230 = 3910000 кДж/стадия.

- За стадию длительностью 8 ч при расходе газа 300000 м³ /ч поглотилось воды:

8.300000.3,3.10^-2 .0,1/6 = 1320 кг

Расход тепла на десорбцию воды составит:

1320.4200 = 5540000 кДж/стадия,

где 4200 кДж/кг – теплота адсорбции воды цеолитом.

    - Итого расход тепла по основным составляющим: 2740000 + 3910000 + 5540000 = 12190000 кДж/стадия. Расход с учетом потерь в окружающую среду равен 1,1.12190000 = 13400000кДж/стадия.

    7.Определим расход природного газа на проведение стадии нагрева. Примем, что нагрев осуществляется при том же давлении (6 МПа), что и адсорбция воды. Он равен отношению количества необходимого тепла (13400000 кДж/стадия) к теплоемкости природного газа, которая при 6 Мпа и повышенных температурах составляет 65,4 кДж/м³К, и средней разности температур. Определим эту разность. Температуру на входе в адсорбер была принята, равной 350 ⁰ С. Температура газа на выходе переменна: она равна 20 ⁰ С в начале стадии нагрева и 150 ⁰С в конце ее, средняя температура на выходе составляет (20 + 150)/2 = 85 º С. Отсюда средняя разность температур: 350 – 85 = 265 º С

    Расход природного газа на нагрев:

13400000/(65,4.265) = 773 м³/стадия,

или в расчете на газ, находящийся при атмосферном давлении 773.6/0,1 = 46400 м³/стадия.

    8. Определим, сколько тепла надо отвести от адсорбера, чтобы охладить его. Учету, очевидно, подлежат две составляющие: тепло, отводимое от адсорбента, и тепло, отводимое от собственно адсорбера. Их сумма приближенно равна: 2740000 +3910000 = 6650000 кДж/стадия.

    9.Определим расход природного газа на охлаждение адсорбера. Примем, что давление при охлаждении, такое же как при адсорбции и                нагреве. При охлаждении на вход адсорбера поступает природный газ с температурой 20 º С. На выходе температура переменна: вначале выходит газ, имеющий температуру 150 º С, затем газ с температурой 350 º С, затем газ, поступавший на охлаждение (20 º С). Расчет таких сложных кривых затруднителен и обычно принимают, что средняя температура на выходе равна средней температуре слоя к концу стадии нагрева, т.е. 250 º С. Отсюда средняя разность температур: 250 – 20 = 230 ºС.

    Расход природного газа на охлаждение равен: 6650000/(120.230) = 241 м³/стадия, где 120 кДж/м³К – теплоемкость природного газа при 20 º С и давлении 6 МПа. Приведем расход к атмосферному давлению: 241.6/0,1 = 14460 м³/стадия.

    10. Определим расход природного газа на регенерацию: 46400 + 14460 = 60860 м³/стадия, или 60860/8 = 7600 м³/ч. Доля природного газа, идущего на регенерацию, составляет 7600.100/300000 = 0,25 %. Расход мал и экономическая эффективность процесса должна быть высокой.

    11. Технологическая схема. Примем к использованию установку, технологическая схема которой приведена на рис.2.8. Она включает три адсорбера. Регенерация производится по закрытому циклу.

    12. Длительности всех стадий в трехадсорберной установке одинаковы и, следовательно, равны 8 ч.

    (Если бы нами была выбрана двухадсорберная установка, то длительности стадий нагрева и охлаждения в ней следовало бы определять из условий постоянства расходов. Они были бы такими: τ_н = 8.46400/60860 = 6 ч, а τ_о  =8.14460/60860 = 2 ч).

    13. Адсорбер. Толстостенный цилиндрический аппарат с мощной решеткой для поддержания зернистого слоя и люками для загрузки и выгрузки адсорбента.

    Примеры Р.4, Р.9, Р.11 и Р.25 в своей совокупности образуют полный технологический расчет адсорбционной осушки газа. Примерно также рассчитывают многие другие адсорбционные установки.

    Р.26. Установка, расчет которой приведен выше, имеет реальный промышленный прототип. Он был спроектирован и изготовлен крупной зарубежной фирмой. После монтажа и пуска установки выяснилось, что в течение первого года эксплуатации (после загрузки «свежего» цеолита) установка по всем показателям, кроме степени осушки, работала хорошо. Но степень осушки оказалась существенно более низкой, чем планировалось при проектировании. В порядке выполнения самостоятельного задания, определите, по какой причине требования к степени осушки (остаточному влагосодержанию газа) не удалось выполнить, и предложите меры по ее повышению.

2.4.3. Очистка газов

    Специфика процессов очистки.При физической адсорбции поглощенное вещество не меняет свою химическую природу. После завершения стадии адсорбции оно переходит в регенерирующие потоки. Концентрация его в этих потоках выше, чем в исходном газе. Среднее значение концентрации можно определить из отношения расхода исходного потока к расходу регенерирующих потоков. Адсорбция, таким образом, перераспределяет примесь, но не уничтожает ее. Из этой особенности очистки газов в процессе с прямым нагревом слоя теплоносителем – газом вытекают два его ограничения. Первое: процессы рассматриваемого типа не пригодны для санитарной очистки газовых выбросов, а могут быть использованы только для очистки промышленных (технологических) газов. Второе: установки адсорбционной очистки технологических газов, кроме тех из них, которые предназначены для удаления таких безвредных веществ, как вода и диоксид углерода, должны быть укомплектованы некоторыми дополнительными устройствами для химического обезвреживания веществ, содержащихся в регенерирующих потоках

    Простейшим способом химического обезвреживания примесей, содержащихся в газах регенерации, является их сжигание в факеле или в топке. Так удаляют вещества органической природы и горючие неорганические газы (сероводород, монооксид углерода и др.). Более сложные способы обезвреживания - каталитическое разложение и каталитическое окисление. Разложение применяют, например, для удаления аммиака. Процесс ведут при 600 º С на железном катализаторе. Сероводород, после добавления воздуха, окисляют на алюмосиликатном катализаторе до нелетучей элементарной серы.

Объединение адсорбционной установки для очистки технологического газа с установкой химического обезвреживания примесей, перешедших в регенерирующий поток, отнюдь, не является простой задачей. Ее осложняет то обстоятельство, что концентрация примеси в газах регенерации непостоянна и изменяется по экстремальному закону. Аппарат химического обезвреживания, следовательно, будет работать в нестационарных условиях, что плохо сказывается на его показателях.

По этим причинам установки адсорбционной очистки, работающие по рассматриваемому методу, в промышленности имеются, но число их невелико. Исключение составляют установки осушки, которые были рассмотрены в предыдущем подразделе, и установки для удаления диоксида углерода. Эти установки самодостаточны и не нуждаются в комплектовании реакторами.

Очистка газов от диоксида углерода. Потребность в удалении этого вещества возникает в процессах низкотемпературного разделения воздуха, в производстве полиэтилена, при получении защитных атмосфер и иногда при очистке природного газа. В примере Р.24 мы показали, что из-за высокой концентрации диоксида углерода очистить топочный газ (сырье для получения защитного газа) в процессе с прямой регенерацией теплоносителем – газом невозможно. В трех других случаях исходная концентрация диоксида углерода достаточно низка (коэффициент распределения велик, предельная возможность значительна) и процессы очистки этих газов возможны (см. пример Р.23). Ниже рассмотрены особенности очистки воздуха перед его низкотемпературным разделением.

Этот промышленный процесс предназначен для получения кислорода, азота и аргона. Его осуществляют ректификацией жидкого воздуха на «азотном» уровне температур (77 К). Поступающий на разделение воздух должен быть освобожден от паров воды и диоксида углерода – веществ, легко переходящих в конденсированное состояние и забивающих аппаратуру. Требования производства к остаточному содержанию примесей таковы: вода не более – 70 º С по точке росы (1,9.10.^-3 г/м³), диоксид углерода не более 3 – 5 ppm.

В воздухе, поступающем на разделение, содержится примерно 20 г/м³ воды и 0,03 об. % диоксида углерода (3.10⁴ ppm). Степень очистки составляет: по воде – (20 – 1,9.10^-3).100/20 = 99,99 % и по диоксиду углерода – (30000 – 5).100/30000 = 99,98 %. Это высокие степени очистки.

Единственным типом адсорбента, обладающим большой поглотительной способностью и по воде, и по диоксиду углерода являются цеолиты. Вода прекрасно поглощается цеолитом в силу того, что это вещество является диполем, диоксид углерода - благодаря наличию у молекул квадрупольного момента. В паре «вода – диоксид углерода» вода всегда вытесняет диоксид. Вытесняющий эффект воды очень значителен. Условно можно считать, что диоксид углерода не адсорбируется до тех пор, пока в газе, пропускаемом через слой цеолита, содержание воды в газе не понизится до остаточного влагосодержания –50 º С. После этого начнется сорбция диоксида углерода: вначале конкурентная, а после того, как влажность газа упадет до – 70 º С и ниже, почти такая же, как его адсорбция из газа с полным отсутствием воды.

Процесс одновременной осушки воздуха и очистки его в зернистом слое по соображениям, которые были приведены в предыдущем подразделе, проводят при повышенных давлениях; они равны 2 –20 МПа. Наличие сравнительно высоких давлений предъявляет дополнительные требования к качеству адсорбента, который должен обладать хорошей диффузионной проницаемостью. Этому качеству лучше других отвечают сравнительно широкопористые цеолиты марки NaХ. Однако выбор цеолита даже этого типа далеко не всегда обеспечивает успешное протекание процесса. Конкретную партию цеолита приходится подбирать в специальных опытах из мелко гранулированных (1,5 – 2 мм) партий адсорбента.

Отмечают, что требуемая степень осушки газа обеспечивается легче, чем степень очистки. Поэтому кажется, что различия в степенях очистки (осушки) связаны с особенностями диффузионного переноса воды и диоксида углерода в структуре гранул цеолита. Для воды, видимо, характерен преимущественный перенос по поверхности транспортных пор в виде конденсированного потока. Транспорт диоксида углерода осуществляется только в объеме вторичных пор. Давление не оказывает влияния на поверхностную диффузию, но очень сильно подавляет диффузию в объеме. Поэтому цеолит хорошего качества – это цеолит с большим объемом вторичных пор.

Технология и аппаратурное оформление совмещенного процесса осушки-очистки во многом подобно тому, что имеет место в процессах только осушки. Единственное отличие заключается в использовании в качестве регенерирующего агента не части осушенного воздуха, а азота, выходящего из установок низкотемпературного разделения.

Количество адсорбента определяют по сумме потребностей – т.е.количество адсорбента определяют отдельно для воды, отдельно для диоксида углерода. Расходы регенерирующих потоков находят из тепловых балансов того же вида, который был приведен для процесса осушки.

Очистка углеводородных потоков от серосодержащих соединений.Речь в первую очередь идет о природном газе, из которого сероводород должен быть удален и из соображений последующего использования природного газа, и потому, что присутствие этого вещества вызывает коррозию газовых магистралей. Токсичность сероводорода является причиной, из-за которой адсорбцию сравнительно редко используют в качестве метода очистки. Ее предпочитают в тех случаях, когда отношение диоксид углерода : сероводород в природном газе велико (более 2-3-х). Дело заключается в том, что в альтернативных адсорбции жидкостных методах очистки природного газа аминами или щелочами поглощаются оба кислых компонента и расход жидкого поглотителя при высоких отношения кислых компонентов оказывается слишком большим. Другие ограничения на адсорбционный метод – сравнительно низкая исходная концентрация сероводорода в газе и (или) небольшой объем очищаемых газов. Оба фактора определяют объем регенерирующих газов и количество содержащегося в них токсичного вещества – сероводорода. Газы регенерации направляют на сжигание и необходимо, чтобы в непосредственной близости от установки очистки находился достаточно крупный потребитель тепла. Более привлекательный метод утилизации сероводорода – получение из него элементарной серы применения не получил, во многом из-за того что, как отмечалось ранее, концентрация сероводорода в газах регенерации переменна.

В качестве адсорбента для очистки природного газа, как правило, применяют цеолит NaX. Природный газ – сложная система и в нем присутствует большое количество веществ. В связи с эти возникает ряд важных вопросов: в какой степени присутствующие в природном газе вещества будут оказывать влияние на адсорбцию нежелательного сероводорода, какие вещества и в какой степени будут удаляться одновременно с ним? Понятно, что адсорбируемость предельных углеводородов, присутствующих в природном газе, возрастает по мере увеличения молекулярной массы. Сероводород адсорбируется практически так же, как бутаны (диоксид углерода – так же, как пропан). Поэтому при очистке газов от сероводорода, попутно с ним, будут удалены бутаны, все предельные углеводороды, имеющие молекулярную массу выше, чем у бутана, и меркаптаны. Некоторое представление о цифрах, характеризующих совместную адсорбцию сероводорода и углеводородов, дают примеры Р.16 – Р.18. Одновременно с очисткой, происходит глубокая осушка природного газа, что также важно для его дальнего транспорта.

Цеолиты являются катализатором превращений сероводорода. Даже в присутствии следовых количеств кислорода между кислородом и сероводородом протекает реакция Клауса:

2H₂ S+O₂ = 2H₂ O+S₂

и сера откладывается в порах адсорбента. Взаимодействие с диоксидом углерода идет по реакции:

2H₂ S + CO ₂ = COS + H ₂O

Серооксид углерода адсорбируется хуже, чем сероводород, и его образование приводит к понижению степени очистки газа от сероводорода.

    Меркаптаны – вещества, адсорбирующиеся очень хорошо. Они накапливаются в лобовых слоях слоя цеолита. Во время регенерации при температурах 200 º С и выше они разлагаются по реакции:

C ₂H ₅ SH → C ₂H₄ + H ₂S.

Образующийся в ходе разложения этилен склонен к полимеризации и его образование является одной из причин закоксовывания слоя. Чтобы избежать этого нежелательного явления, пренебрегая экономическими соображениями, понижают температуру газов, вводимых на нагрев слоя.

    Установка очистки природного газа обычно включает три адсорбера с цеолитами и работает в циклическом режиме. Давление при адсорбции близко к пластовому давлению природного газа (около 5 МПа), давление при регенерации поддерживают таким, чтобы газы регенерации могли быть использованы для местных топливных нужд. Большинство цеолитовых установок для очистки природного газа имеют производительность 150 – 300 тыс. м³/ч и обеспечивают остаточное содержание серосодержащих соединений на уровне 10 – 20 ppm.

    Для удаления сернистых соединений (сероводород, меркаптаны, диметилсульфид) из жидких углеводородов также используют цеолиты NaX. Из-за высокой плотности жидкостей в сравнении с плотностью газов в циклограмму процесса вводят дополнительную стадию – удаление жидкой фазы из объема адсорбера. Ее проводят после стадии адсорбции и перед стадией нагрева-регенерации. Слив осуществляют под давлением, которое создают с помощью сухого газа – метана. Этим же газом, который всегда имеется на площадке нефтеперерабатывающего завода, осуществляют все операции по регенерации адсорбента.

    Циклические процессы с прямым вводом тепла теплоносителем – газом широко представлены в промышленности. Область их применения ограничена двумя факторами: непригодностью для систем, в которых не соблюдается условие 10³ < K < 10⁵, и непригодностью для выделения конденсированной фракции поглощенных адсорбентом веществ. Эти недостатки преодолены в процессах, которые рассмотрены в следующих разделах.

2.5. Циклические процессы с регенерацией адсорбента теплоносителем – паром

2.5.1.Область применения и условия применимости

    Циклические процессы с прямой регенерацией адсорбента паром предназначены для очистки газов с одновременным извлечением из них концентрата адсорбируемой фазы. Процесс очистки газа в этом методе осуществляется так же, как в процессе, в котором в качестве теплоносителя применяется газ. Отличия между процессами начинаются со второй стадии. В рассматриваемом процессе в ходе нее в адсорбер с насыщенным адсорбентом, вместо нагретого газа, противоточно вводят водяной пар. Его температура составляет 100 -120 º С. Контактирование пара с холодным адсорбентом сопровождается нагревом адсорбента, охлаждением и конденсацией пара. Десорбция поглощенных веществ идет в результате повышения температуры и смачивания адсорбента водой. Десорбат в виде паро-жидкостной смеси движется к холодному концу адсорбера и выводится из него. Он находится в концентрированном состоянии – в форме конденсата и легко утилизируется.

    Для того, чтобы описанные выше процессы протекали успешно, необходимо, чтобы нормальная температура кипения (Тн) вещества, которое является десорбатом, лежала в интервале температур 20 < Tн < 190 ºС. Верхний из пределов был обоснован в предыдущем разделе: это нормальная температура кипения, выше которой осуществление процессов регенерации невозможно и они заменяются процессами реактивации. Нижний предел – это температура окружающей среды (в том числе, охлаждающей воды), которую приобретает адсорбат, выходящий из адсорбера. Если его нормальная температура кипения ниже 20 º С, то, значит, адсорбат при атмосферном давлении и комнатных температурах не перейдет в конденсированное состояние и желаемый эффект концентрирования не будет достигнут.

    Для паровой десорбции пригоден только один адсорбент – активный уголь. Он стабилен в присутствии водяного пара и гидрофобен, т.е. теплота адсорбции воды на нем ниже теплоты ее конденсации. Эта особенность угля важна в завершающих стадиях адсорбционного цикла – при сушке угля и его охлаждении. На сухом и холодном адсорбенте вновь проводят очистку потока. Таким образом, традиционный процесс с паровой регенерацией адсорбента состоит из четырех стадий: очистка потока, паровая регенерация адсорбента, сушка адсорбента, охлаждение адсорбента. Циклограмма его приведена на рис.2.13 для случая, когда длительности всех стадий одинаковы.

    Рис.2.13. Циклограмма четырехстадийного процесса с паровой регенерацией адсорбента

    Вещества, отвечающие температурным условиям осуществимости процесса, - это, как правило, углеводороды разных классов, широко используемые в промышленности в качестве летучих растворителей, и бензины. К растворителям относятся бензол, толуол, ксилол, ацетон, бутилацетат, трихлорэтилен, тетрахлоруглерод, метил- и этилацетаты, этанол и прочие спирты и многие другие вещества. Их применяют в ряде отраслей промышленности (машиностроение, производство искусственных волокон, производство кино-фотоматериалов и др.) и, ни будь адсорбции, многие сотни тысяч тонн этих веществ были бы подвергнуты уничтожению. В адсорбционном же процессе, в котором очистка газового потока сменяется паровой десорбцией, углеводороды переходят в форму конденсата и могут быть возвращены в основное производство и использованы повторно. Извлечение, целью которого является повторное использование, называют рекуперацией. Поэтому процессы рассматриваемого типа часто называют углепаровыми процессами рекуперации летучих растворителей.

    Область применимости этих процессов ограничена также концентрационными пределами. Наличие нижнего предела связано с экономическими соображениями. Считают, что затраты на рекуперацию растворителя не должны превышать затраты на его синтез. Если это требование не соблюдается, то растворитель выгоднее сжечь, чем рекуперировать. Верхнее ограничение связано с пожаробезопасностью процесса рекуперации. Горючий уголь, угольная пыль, взрывоопасный углеводород, воздух – источник кислорода – в этом процессе присутствуют все составляющие, грозящие взрывом и пожаром. Требование безопасности, определяющее верхний предел, формулируется так: концентрация углеводорода в потоке не должна превышать 50 % от нижнего предела взрываемости (НПВ) углеводорода. Как видно из определений, оба ограничения на область применимости метода специфичны, т.е. зависят от типа углеволорода. Для грубой их оценки можно принять 2 < Cо < 20 г/м³., где Со – исходная концентрация извлекаемого вещества в воздухе, поступающем на очистку.

Ограничение по коэффициенту разделения (К), столь существенное в процессе с теплоносителем – газом, в данном случае смысла не имеет. Все потоки, используемые в процессе рекуперации, независимы друг от друга.

2.5.2. Технология процесса рекуперации

    Адсорбент.В качестве адсорбента при рекуперации, как уже отмечалось, применяют активные угли. Рекуперация – очень широкая сфера и для нее производятся специальные сорта углеродных адсорбентов. К ним, в частности, относятся угли серии АР (активный рекуперационный): АР-А, АР-Б, АР-В, которые отличаются объемом и размерами микропор. В порядке перечисления объем и диаметр микропор убывают. Отличия в размерах микропор позволяют наилучшим образом подобрать уголь под физические свойства поглощаемого вещества, из которых самым важным является нормальная температура кипения. Вот как определяет завод – изготовитель углей область их применения: АР-А предназначен для улавливания паров растворителей с нормальной температурой кипения выше 100 ^о С, АР-Б – то же с температурой 60 - 100 ^о С, АР –В – то же с температурой ниже 60 ⁰ С. Из цифр следует, что основным критерием в подборе марки угля является десорбции углеводорода. При прочих равных условиях она протекает тем легче, чем больше размер микропор.

    При комнатных температурах и тех концентрациях, которые были указаны выше, равновесная активность углей очень велика. В зависимости от типа углеводорода и его концентрации она составляет от 20 до 35 г/100г. Но расчет установок рекуперации ведут в предположении, что реализуемая в процессе активность составит 5 – 10 г/100г. В заниженных значениях активности отражены два факта: старание сорбента и его завлажненность. О старении адсорбентов, о необходимости запаса адсорбента в адсорбере для продления срока службы загрузки, говорилось в предыдущем разделе. Высокая влажность угля на всех стадиях процесса рекуперации – дополнительный фактор, также требующий повышенных количеств адсорбента в аппарата. Источником воды является пар, который не был полностью удален при сушке, и вода, поступающая в адсорбер вместе с очищаемым газом. Количество воды в адсорбенте, конечно, варьирует. Оно максимально в конце паровой десорбции и минимально в начале стадии очистки. Операции сушки и охлаждения в определенном смысле можно рассматривать в качестве стадий, управляющих содержанием воды в адсорбенте.

    Состав блока подготовки растворителя к рекуперации.Структуру блока подготовки рассмотрим на примере машиностроительного предприятия, на котором производится окраска некоторого изделия. Первым аппаратом блока является капсулирующая камера. Так называют производственное помещение, в котором осуществляют окраску и (или) сушку изделия машиностроительной промышленности. Камера выполняет две функции: она защищает атмосферу цеха от попадания в нее краски и растворителя и нормирует содержание растворителя в отсасываемом из камеры воздухе с тем, чтобы концентрация его лежала внутри указанных ранее концентрационных пределов. Эту нормировку производят путем регулирования расхода воздуха, проходящего через камеру, с помощью тех или иных жалюзийных приспособлений.

    За камерой по ходу воздуха размещены следующие устройства: сетка для улавливания стружек, мелких металлических предметов и др., увлеченных воздухом из капсулирующей камеры, фильтр, огнепреградитель, калорифер, воздуходувка и, наконец, сама установка рекуперации. Конструкции этих элементов разнообразны и далее описаны не единственно возможные, а типичные решения.

    Для удаления пыли и увлеченных потоком капель краски и растворителя часто применяют так называемый висциновый фильтр. Он представляет собой металлический короб, засыпанный кольцами Рашига и заполненный машинным маслом. Воздух проходит через эту насадку.

    Схема одной из возможных конструкций огнепреградителя приведена

    Рис 2.14. Огнепреградитель: 1 – корпус, 2 – сетчатый барабан, 3 – гравий, 4 –выхлопные мембраны, 5 – решетка, 6 –штуцер для спуска конденсата.

на рис.2.14. Направление движения воздуха через него обозначено стрелками. В корпусе огнепреградителя имеется гравийная подушка, гасящая взрыв, и выхлопные мембраны, разрушающиеся под действием взрывной волны. Эти два элемента понижают мощность взрыва, если он произошел, и способствуют сохранности остального оборудования.

    Для отсоса воздуха и пропускания его через систему очистки предназначена воздуходувка. Ее производительность равна производительности системы очистки. Ее напор составляет 200 – 600 мм вод. ст. Сопротивление системы, естественно, не может превышать напор, создаваемый воздуходувкой.

    Калорифер – теплообменник, обогреваемый паром, предназначен для небольшого (на 20 – 30 ⁰) подогрева воздуха, поступающего в адсорбционную установку, для понижения относительного давления водяного пара в нем. Высокие относительные давления (50 –100 %) воды плохо сказываются на процессе адсорбции растворителя и некоторое понижение относительного давления - полезная предварительная операция.

    Установка рекуперации растворителя. Упрощенная технологическая схема четырехадсорберной установки рекуперации растворителя приведена на рис.2.15. Она выполнена так, как будто бы к каждому адсорпберу подсоединена только одна технологическая линия. На самом деле к каждому аппарату подсоединены все коммуникации, сообщающиеся с аппаратом с помощью клапанов. Циклограмма процесса была ранее представлена на рис.2.13. Начнем рассмотрение установки и процесса с первой четверти циклограммы, когда процесс очистки проходит в адсорбере 1А. В этот момент времени в адсорбере 1Б идет паровая десорбция растворителя, в 1В – сушка адсорбента, а в 1Г – его охлаждение.

    Итак, в адсорбер 1А поступает газ, подлежащий очистке. Он проходит через слой активного угля, очищается и сбрасывается в атмосферу. В адсорбер 1Б поступает пар. Его источником может быть центральная сеть заводского пароснабжения или специальный парогенератор, которым оборудована установка рекуперации. Выходящая из адсорбера парожидкостная смесь воды и углеводорода поступает в конденсатор 2, затем в холодильник 3 и сепаратор 4. Если растворитель и вода взаимно нерастворимы, то в сепараторе они образуют две фазы: нижняя фаза с относительно высокой плотностью – вода, верхняя сравнительно легкая – растворитель. Фазы выводят из сепаратора: воду сбрасывают в канализацию, растворитель направляют на повторное использование. Если растворитель и вода растворяются друг в друге, то из сепаратора 4 выводят единый поток, который направляют на ректификацию.

В адсорбер 1В, регенерация адсорбента в котором завершена, вводят горячий воздух. Его подают воздуходувкой 5 и нагревают в калорифере 6. Поток из адсорбера сбрасывают в атмосферу. В адсорбер 1Г вводят холодный воздух. После адсорбера его так же сбрасывают в атмосферу.

На схеме не показан калорифер, который применяют для подогрева воздуха, идущего на очистку. Он применен далеко не всех установках рекуперации.

    После завершения операций в каждом из адсорберов их переключают. Порядок переключения ясен из циклограммы.

    Современные установки рекуперации полностью автоматизированы. Это означает, что технологический процесс подвергается полному автоматическому контролю, регулированию и управлению. Основным сигналом к управлению является концентрация паров углеводородов в воздухе, поступающем на очистку. Варьирование этого показателя приводит к изменению продолжительности стадии адсорбции, изменению расходов регенерирующих потоков и продолжительности стадий регенерации. Сигналы управления воспринимают автоматические клапаны, которые являются исполнительными механизмами. Автоматическая система управления одновременно осуществляет контроль безопасного протекания процесса. Основным показателем является температура в адсорбере и, если она превысит 150 ⁰ С, адсорбер будет отключен от всех технологических магистралей.

    Рис.2.15. Технологическая схема четырехадсорберной установки рекуперации: 1- адсорбер, 2 – конденсатор, 3 – холодильник, 4 – сеператор, 5 – воздуходувка, 6 – калорифер.

    Параметры технологического режима. Процесс рекуперации осуществляют при атмосферном давлении, которое характерно для всех стадий его. Рекуперация, в сущности, - вариант санитарной очистки и использование повышенных давлений в ней экономически невыгодно. Температура воздуха, поступающего на очистку, лежит в интервале 20 – 50 ⁰ С. Повышенные температуры, как уже указывалось, характерны для потоков с высоким исходным влагосодержанием. Температура пара и воздуха, подаваемого на осушку угля, составляет 100 – 110 ⁰ С. Расходы регенерирующих потоков выбирают на основании тепловых балансов того вида, который был рассмотрен в примере Р.25. Продолжительность стадий составляет от десятка минут до нескольких часов.

    Степень очистки и степень рекуперации. В четырехадсорберных установках степень очистки велика; она достигает 99 %. Степень извлечения углеводорода почти равна степени очистки воздуха.

    Конструкция адсорбера. Лимитирующим фактором процесса рекуперации является гидравлическое сопротивление системы вообще и адсорбера в частности. Побудителями расхода служат воздуходувки, напор которых невелик, и в границы этого напора нужно «вписать» сопротивления всех аппаратов. В литературе по рекуперации рассматриваются три типа конструкций: горизонтальный адсорбер, вертикальный и кольцевой. Выбор конструкции связывают с производительностью установки. В установках производительностью по очищаемому воздуху 0,5 – 10 тыс м³/ч применяют вертикальные адсорберы. В установках производительностью 3 – 20 тыс. м³/ч – горизонтальные, а при производительности 20 – 40 тыс. м³/ч предпочитают использовать радиальные адсорберы. На рис.2.16 приведена схема радиального адсорбера.

    Рис.2.16. Схема радиального адсорбера

    Как видно из рисунка, уголь в этом адсорбере размещен между двумя вертикальными перфорированными металлическими оболочками. Потоки воздуха и пара проходят через слой, попадая или в кольцевой зазор между внешней сеткой и корпусом, или, если они были введены в кольцевой зазор, то через центральную трубу большого диаметра.

    Адсорберы изготавливают из углеродистой стали, если растворитель или продукты его гидролиза не вызывают ее коррозию, или из нержавеющих сталей, если коррозия возможна.

2.5.3. Прогресс в технике рекуперации

    Углепаровая рекуперация летучих растворителей появилась очень давно и четырехфазный процесс, который мы описали выше, являлся ее первым воплощением. С течением времени потребность в установках рекуперации резко возросла и такая крупная, сложная и дорогая установка, как четырехадсорберная, не могла удовлетворить многочисленных потребителей процесса. Появилась необходимость в более простых и менее капиталоемких установках. Их создание шло по пути упрощения цикла и уменьшения количества адсорберов в установке. Первым шагом послужил переход от четырехадсорберной к трехадсорбеоной установке.

    Предпосылка к ее созданию лежит в том факте, что предельная (минимальная) возможность слоя к охлаждению потоком (ПВ_t = 5.10²) на два порядка меньше, чем предельная (максимальная) возможность слоя (ПВ_p = 5.10⁴) в процессе очистки потока. Следовательно, если в слой горячего адсорбента будет введен холодный поток, содержащий пары рекуперируемого углеводорода, то в слое перед фронтом сорбции образуется быстро движущаяся холодная зона и эффективность процесса очистки при исключенной отдельной стадии охлаждения будет почти такой же, как в слое специально охлажденного адсорбента. Циклограмма трехфазного процесса приведена на

    Рис.2.17. Циклограмма трехфазного процесса

    Следующим шагом явился переход к двухфазному циклу: из числа стадий была исключена стадия осушки горячего адсорбента. Соображения, на основании которых это было сделано, те же, что и при исключении стадии охлаждения. Предельная (минимальная) возможность для этой стадии примерно равна ПВ_oс =10³, что меньше, чем предельная возможность при очистке. Однако различия между предельными возможностями не так велики, как в случае очистки и охлаждения, что привело к заметному падению степени очистки. Из-за неполного удаления воды она уменьшилась от 99 до 95 %.

    Пары летучих растворителей, как правило, не относятся к высоко токсичным веществам и понижение степени очистки, сопровождающее переход от четырех- или трехадсорберных установок к установке с двумя адсорберами, в подавляющем большинстве случаев применения рекуперационных процессов является допустимым. Выгоды же от такого перехода огромны: установки становятся проще, дешевле, и, самое главное, производство двухадсорберных установок может быть поставлено на поток. На их основе организуется серийное производство установок рекуперации, пригодных для любых производств, имеющих выбросы летучих растворителей. Тип вещества – летучего растворителя отходит на второй план. Угли пригодны для поглощения всех веществ этого класса, а различия в адсорбируемости нивелируются регулированием длительности цикла. Выпуск серийных установок рекуперации летучих растворителей имеется во многих странах. Был он и в Советском Союзе.

    На рис.2.18 приведена циклограмма двухфазного процесса, а на рис.2.19 – схема серийной двухадсорберной установки.

Рис.2.18. Циклограмма двухфазного процесса

Второй недостаток рекуперационных установок состоит в том, что водный конденсат, образующийся в этих установках, загрязнен органическими веществами, которые были объектом рекуперации. В последние годы санитарные органы стали предъявлять пользователям установок определенные претензии и требовать устранить этот источник выбросов. Увы, хорошие способы ликвидации этого недостатка пока не найдены. Рассмотрены две возможности и обе они оказались не слишком удачными.

Первая возможность заключается оборудовании установки рекуперации дополнительной установкой по очистке образующегося конденсата. Принципиальных трудностей здесь нет, но модифицированная установка рекуперации стала сложной, дорогой и энергоемкой. Затраты на рекуперацию единицы растворителя увеличились, а их рост не компенсируется количеством собранного вещества .

Вторая возможность заключается в отказе от пара как регенерирующего агента. Пар заменяют чистым азотом, который циркулирует в системе адсорбер – холодильник - конденсатор – нагреватель – адсорбер и т.п. Процесс рекуперации в этом случае состоит из двух этапов: нестационарного и стационарного. В нестационарном этапе в

                                      а

                             б

Рис. 2.19. Двухадсорберная установка рекуперации в стадии адсорбции (а) и регенерации (б): 1 – адсорбер, 2 – конденсатор, 3 – сепаратор.

циркулирующем азоте возрастает содержание углеводорода. Оно достигает некоторого значения, отвечающего точке насыщения газа парами растворителя при температуре конденсатора. После того, как насыщение азота парами растворителя завершится, из него начнется выделение (конденсация) дополнительных количеств растворителя. Концентрация растворителя в азоте перестает изменяться – процесс входит в стационарную стадию. Процесс, однако, имеет очень серьезный недостаток: в атмосферу в начале стадии адсорбции выбрасывается азот, содержащий значительные количества растворителя. Этот газ заполнял адсорбер во время стадии регенерации. Имеется также опасность накопления кислорода в петле регенерирующего уголь азота. Следовательно, степень очистки и степень рекуперации растворителя в этом процессе относительно невелики, а уровень взрыво- пожароопасности повышенный.

Расчеты к разделу 2.5

    Полный технологический расчет углепаровой адсорбционной установки, предназначенной для рекуперации органического растворителя, приведен в книге К.М.Николаевский «Проектирование рекуперации летучих растворителей с адсорберами периодического действия», М., Оборонгиз, 1968. Из нее заимствован приведенный ниже фрагмент, в котором представлен расчет самой специфической стадии процесса – стадии паровой десорбции.

Р.27. Определить расход водяного пара на десорбцию этилового спирта из активного угля АР. Количество угля в адсорбере составляет 7000 кг. В угле после завершения стадии адсорбции содержится 700 кг спирта и 350 кг воды. Вес адсорбера составляет 7300 кг (материал сталь), вес теплоизоляции 2500 кг. Температура системы перед десорбцией 30 ⁰ С. На десорбцию поступает пар с давлением 0,4 МПА.

Расчет ведем для одной стадии.

Считают, что поступающий в адсорбер пар выполняет две функции: он служит греющим агентом и так называемым динамическим агентом. Пар во второй функции выносит из адсорбера десорбированный растворитель. От расхода динамического пара зависит остаточное содержание растворителя в активном угле. Расход динамического пара составляет примерно 3 кг в расчете на 1 кг десорбированного растворителя. Остаточное содержание спирта при таком расходе динамического агента, согласно экспериментальным данным, равно 2 %.

1.Определим остаточное содержание спирта в угле: 7000.0,02 = 140 кг.

2.Определим расход динамического пара: 3.(700 – 140) = 1680 кг/стадия.

Расход греющего пара определяют по тепловым балансам примерно того же вида, как в примере Р.25. Определим составляющие теплового баланса стадии десорбции.

3.Расход тепла на нагрев угля:: 700.0,84.(100 – 30) = 410000 кДж

4.Нагрев десорбируемого спирта: 560.2,43.(78 – 30) = 65400 кДж

5.Нагрев остаточного спирта: 140.2,43.(100 – 30) = 23900 кДж

6.Нагрев воды: 350.4,19.(100 – 30) = 102000 кДж

7.Нагрев адсорбера: 7300.0,5.(100 – 30) = 257000 кДж

8.Нагрев изоляции: 2500.0,82.(70 –30) = 83800 кдж

Итого расход тепла по п.п.3 – 8 составляет: 942200 кДж/стадия. В этих уравнениях: 0,84, 2,43, 4,19, 0,5, 0,82 - теплоемкости угля, спирта, воды, стали, теплоизолирующего материала, кДж/кг.К; 100,78, 70 – температура греющего пара, равная нормальной температуре кипения воды, нормальная температура кипения спирта, средняя температура изоляции, ⁰ С.

9.Расход тепла на десорбцию спирта: (700 – 140).1370 = 767000 кДж/стадия, где 1370 кДж/кг – теплота адсорбции спирта углем.

10.Общий расход тепла без учета теплоты смачивания угля водяным конденсатом :

1,05.(942300 + 767000) = 1794700 кДж/стадия. Коэффициент 1,05 учитывает потери в окружающую среду.

    12.Минимальный расход греющего пара составляет: 1794700/(2740 – 419) = 773 кг/стадия. В этом уравнении: 2740 – энтальпия пара при 0,4 МПА, 419 – энтальпия конденсата при 100 ⁰ С и 0,1 МПа.

    13.Определим количество воды, вводимой в виде греющего пара, которое остается в угле. По практическим данным, доля этой воды составляет 90 % от минимального количества греющего пара, или 0,9.773 = 696 кг/стадия.

    14.Удельная теплота смачивания угля водой составляет 1814 кДж/кг. Она ниже, чем теплота конденсации пара (2740 – 419 = 2331 кДж/кг). Поэтому смачивание угля сопровождается дополнительным расходом тепла, которое равно: 696.(2331 – 1814) = 360 000 кДж/стадия.

    15.Дополнительное количество пара составляет: 360000/2331 =154 кг/стадия.

    16.Общий расход греющего пара равен: 773 + 154 = 927 кг/стадия.

    17.Общий расход пара на стадии десорбции равен сумме расходов греющего и динамического пара, или 927 + 1680 = 2610 кг/стадия.

    !8.Пусть длительность стадии десорбции равна 40 мин/стадия. Тогда расход пара за 1 ч составит: 2610.60/40 = 3920 кг/ч.

2.6.Циклические процессы с косвенным вводом тепла

2.6.1.Области применения

    В процессах этого типа тепло, потребное для регенерации адсорбента, вводят в слой через «стенку» аппарата. Поток газа или пара, если и используется, то только в качестве динамического агента – для сдувки

Рис.2.20.Потоки газа и тепла в процессе с косвенным вводом тепла: 1 – поток очищаемого (очищенного) газа, 2 – подвод тепла, 3 – отвод тепла, 4 – отвод десорбата.

выделяющегося десорбата. Аналогичным образом проводят стадию охлаждения, отводя тепло из адсорбера во внешнюю среду через «стенку» аппарата. Стадии адсорбции в этом процессе и в процессах с прямым вводом тепла протекают одинаково: при прохождении потока через слой адсорбента. Схему потоков в процессе с косвенным вводом тепла иллюстрирует рис.2.20.

Отказ от ввода (отвода) тепла с помощью потоков, непосредственно вводимых в слой, устраняет нижнее ограничение на область применимости адсорбции: К> 1,3.10³. Напомним, что это ограничение было введено при сопоставлении предельных возможностей слоя при адсорбции и при нагреве (охлаждении), проводимым потоком, проходящим сквозь слой. В данном случае аксиальные потоки газа при нагреве (охлаждении), как уже говорилось, исключены и заменены радиальными потоками тепла (холода). Ограничение на значение предельной возможности становится несущественным, и в этом процессе тонкой очистке могут быть подвергнуты потоки, содержащие вещества с коэффициентами распределения (К) более низкими, чем 1,3.10³.

Отказ от потоков греющего (охлаждающего) газа имеет еще одно следствие: в процессе с косвенным вводом тепла, благодаря отсутствию разбавления десорбата, можно получить концентрат адсорбированного вещества, не прибегая к использованию пара. Это целесообразно в тех случаях, когда, например, адсорбент плохо дегидратируется или нестабилен в среде водяного пара.

Таким образом, процесс с косвенным вводом тепла предназначен для тонкой очистки потоков малой мощности от примесей веществ со сравнительно низким коэффициентом распределения и(или) получения концентрата адсорбирующихся веществ.  Метод, однако, не свободен от недостатков, ограничивающих область его применимости. Они будут обсуждены в конце раздела.

2.6.2. Теплопроводность зернистого слоя

Теоретической основой стадии адсорбции в этом процессе, как и в процессах с прямым вводом тепла, являются закономерности конвективного тепломассообмена. Они были рассмотрены в 4 разделе. Теоретическая основа стадий нагрева и охлаждения – закономерности переноса тепла по слою в результате теплопроводности. Приведем их краткое описание.

Уравнения теплопроводности в твердых телах были записаны и решены еще 19-ом веке. Полученные соотношения сложны, но на их основе были составлены удобные для практического пользования номограммы. Вид номограмм зависит от формы твердого тела. На рис. 2.21. представлена номограмма для цилиндра бесконечной длины, помещенного в среду, температура которой постоянна и отличается от температуры цилиндра. Номограмма отражает изменения температуры цилиндра в разных точках удаленности от оси в зависимости от времени. Эту же номограмму можно использовать для расчета теплопроводности в цилиндре конечной длины, если L/D > 10 , где L, D – длина и диаметр цилиндра. Аналогичные номограммы имеются для тел другой формы.

На этой номограмме:

Y = (T* - T)/(T* - Tn) – безразмерная температура; Т*, Т и Тn – температура окружающей среды, искомая температура в цилиндре, начальная температура цилиндра.

Х = (λt)/(ρНr²_ср) – безразмерное время; λ – коэффициент теплопроводности материала цилиндра, t – время, Н - теплоемкость материала цилиндра, ρ – плотность материала цилиндра, r_ср – средний радиус цилиндра. Среднее относительное расстояние контрольной точки в цилиндре, для которой производятся вычисления, определяется отношением n = r/r_ср, где r – расстояние контрольной точки от оси цилиндра ( см. в верхнем правом углу номограммы). Отношение скоростей подвода тепла к стенке и отвода его дает соотношение m=λ/(α r_ср), где α – коэффициент теплоотдачи на границе «стенка цилиндра – внешняя среда».

Отметим, что во всех случаях, когда используется словосочетание «материал цилиндра», под ним подразумевается фактическая форма материала, а свойства зернистого слоя, конечно, отличаются от свойств того же материала, но в форме, например, монолита.

Расчет к подразделу 2.6.2

Р.28.Рассчитать продолжительность охлаждения слоя цеолитов, помещенных в цилиндрический адсорбер, радиусом r_ср = 0,05 м. Длина адсорбера значительна, теплопроводность материала стенок бесконечно велика. В начальный момент времени адсорбер, имевший температуру Тн = 200 ºС, быстро помещен в среду, в которой поддерживается температура Т* = 20 ºС. Процесс охлаждения считать завершенным в тот момент времени, когда температура на оси слоя (n = 0/r_ср = 0) достигнет значения Т = 30 ºС

Физические свойства слоя: ρ = 600 кг/м³ – насыпная плотность зернистого слоя цеолитов, Н = 1 кДж/кг.К - теплоемкость зернистого слоя цеолита. Теплопроводность зернистого слоя, подобно насыпной плотности и теплоемкости, существенно ниже, чем цеолита - монолитного материала; она примерно равна 0,5 кДж/м.К.ч. Коэффициент теплоотдачи на границе «газ-стенка» можно принять равным α = 20 кДж/м²К.ч.

1.Определим параметр m: m = λ/αr_ср = 0,5/20.0,05 = 0,5.

2.Определим конечную относительную температуру: У = (Т* - Т)/(Т* - Тн) = (20 – 30)/ (20 – 200) = 0,05.

Рис.2.21. Номограмма для расчета теплопроводности в цилиндре бесконечной длины (Дж. Перри, Справочник инженера – химика, т. 1, 1969 г., Л., «Химия»). 

3.По номограмме рис.1.45 найдем, какое значение Х отвечает вычисленным значениям У, m и n. (Соответствующие построения нанесены на номограмму): Х = 1,4.

4.Определим продолжительность охлаждения: t = ХρНr ² _ср/λ = 1,4.600.1.0,05²/ 0,5 = 4,2 ч.

2.6.3.Технология двух процессов

       Концентрирование диоксида углерода. Концентрирование диоксида углерода – очень распространенная операция, но выполняется она, как правило, с использованием жидких щелочных поглотителей. Единственным приложением адсорбции является очистка атмосферы обитаемых космических объектов, когда применение жидких поглотителей из-за невесомости становится затруднительным.

Диоксид углерода попадает в атмосферу этих объектов как продукт жизнедеятельности космонавтов. Его предельная концентрация в атмосфере, обеспечивающая комфортное состояние людей в длительных полетах, принята равной 0,3 - 0,5 %. Поэтому воздух кабины непрерывно или эпизодически направляют в поглотительный патрон, например, с цеолитом, который эффективно поглощает нежелательное вещество. Очищенный воздух, выходящий из патрона, возвращают в атмосферу кабины космического корабля.

Поглощение диоксида углерода цеолитом идет только в условиях практического отсутствия в газе паров воды ( точка росы – 50 ºС и ниже). Потому до введения в цеолит воздух осушают. Для осушки, как правило, применяют силикагель.

Адсорбенты подвергают термической регенерации. Диоксид углерода, выделение которого сопровождает нагрев, следует получить в виде чистого газа ( не менее 98 % СО₂). Наличие макрокомпонентов воздуха (кислорода и особенно азота) в нем крайне нежелательно. Эти газы накапливаются в контуре переработки диоксида углерода и контур, по мере их накопления, приходится сообщать с космическим пространством. Газы контура рассеиваются в космосе, а их содержание в атмосфере кабины приходится пополнять из бортовых запасов этих газов. Концентрация диоксида углерода в десорбате, таким образом, определяет длительность пребывания корабля в космосе.

(Переработку диоксида углерода, выделенного из атмосферы кабины, осуществляют по реакции Сабатье:

СО₂ + 2Н₂ ↔ С + 2Н₂О.

Углерод выводят из цикла и консервирует; а воду подвергают электролизу, возвращая водород в контур переработки диоксида углерода, а кислород в атмосфере кабины).

       Для нагрева цеолита и десорбции диоксида углерода применяют один из вариантов косвенного нагрева: с помощью введенных в слой электронагревательных элементов. Для экономии энергии силикагель – осушитель нагревают теплом, накопленным в слое цеолита. В целом получается довольно сложный процесс, дальнейшее рассмотрение которого целесообразно провести по схеме. Фрагмент схемы и циклограммы приведены на рис.2.22.

    Рис.2.22.Фрагменты схемы и циклограммы для потенциально возможной установки концентрирования диоксида углерода в космических кораблях.

    На рис.2.22: 1 – адсорбер с цеолитом для поглощения диоксида углерода, 2, 3 – адсорберы с силикагелем для осушки очищаемого воздуха, цифры 1, 2 и 3 с правой стороны циклограмм - это номер соответствующего адсорбера. Операции, протекающие в каждом адсорбере, указаны в поле циклограмм.

    Будем считать, что к условному моменту начала операций цеолит в адсорбере 1 насыщен диоксидом углерода, силикагель в адсорбере 3 насыщен водой, а силикагель в адсорбере 2 отрегенерирован и охлажден. Началу операций отвечает подача злектротока в электронагревательный элемент адсорбера 1. Одновременно открывается клапан 4 и система адсорберов на короткий промежуток времени (2-5 мин) сообщается с вакуум-насосом. Происходит удаление воздуха из свободного объема системы и адсорбентов. Газы, выделяющиеся при вакуумировании, сбрасывают в кабину космического корабля. Закрывают кран 4 и открывают кран 5: диоксид углерода, выделяющийся из цеолита, поступает в контур переработки. В этот период времени в адсорберах 2 и 3 операции не осуществляются – адсорберы находятся в состоянии простоя.

    Через 30 – 60 мин после начала прогрева теплонагревательный элемент выключают, кран 5 закрывают, открывают краны 6 и 7 и в систему вводят воздух, подлежащий очистке. Он осушается в адсорбере 2. Сухой воздух охлаждает цеолит в адсорбере 1. Процесс охлаждения сопровождается поглощением диоксида углерода. Горячий чистый воздух, покидающий адсорбер 1 в начальном периоде этой стадии «сносится» на силикагель, находящийся в адсорбере 3, и десорбирует содержащуюся в нем воду. В заключительном периоде этой стадии, после того как цеолит охладился, в адсорбер 3 поступает чистый холодный воздух. Силикагель охлаждается и, тем самым, становиться пригодным для удаления воды в следующих стадиях. Очищенный от диоксида углерода воздух возвращают в кабину.

    Через 30 – 60 мин краны 6 и 7 закрывают и цеолит вновь подвергают нагреву и вновь десорбируют из него диоксид углерода.

    В стадии, завершающей этот цикл, воздух на осушку вводят через клапан 8 и выводят в кабину через клапан 9. Осушка воздуха идет в адсорбере 3. Силикагель в адсорбере 2 регенерируется. Операции многократно повторяют, изменяя направления движения очищаемого воздуха через систему адсорберов.

    В периоды простоя силикагелевых адсорберов и выделения диоксида углерода из цеолита очистка газа идет в параллельной системе, работающей со сдвигом во времени на одну стадию.

    Качество очистки воздуха от диоксида углерода из-за адсорбции его на горячем цеолите в этом процессе невелико. Но этот недостаток не является серьезным, ибо цель системы состоит не в том, чтобы очистить воздух, а в том, чтобы удалить из него то количество диоксида углерода, которое выдыхают люди. Низкую степень очистки компенсируют повышенным расходом воздуха, вводимого на очистку.

    Процесс осуществляют при практически атмосферном давлении. Температура цеолита в конце стадии нагрева составляет 250 – 300 ºC.

    Известны и другие системы этого назначения. Самым существенным отличием некоторых из них от системы, рассмотренной выше, является ориентация на хемосорбенты, которые способны к карбонат-бикарбонатному переходу. Такими сорбентами являются, например анионообменные смолы. Реакция смолы с диоксидом углерода протекает по следующей обратимой реакции:

R-СО₃ + СО₂ + Н₂О = R-(НСО₃)₂

Вода, как видно из реакции, необходима для поглощения диоксида углерода. Ее предварительное удаление нецелесообразно. Система из-за отсутствия патронов с осушителем будто бы становится легче. Увы, скорость химической реакции сравнительно невелика, что нивелирует различия в весе систем с разными поглотителями.

       Сероочистка природного газа. В промышленности прошлых лет (примерно до середины 70-х годов 20 века) очень широкой сферой применения процессов с косвенным нагревом адсорбента являлась очистка топочных газов, используемых в качестве защитных атмосфер, от диоксида углерода. Широта использования метода была связана с тем, что на каждом металлургическом и на многих машиностроительных заводах имелись установки этого назначения, использование которых обеспечивало высокое качество и сохранность металлов. Потребность в защитных газах не исчезла. Наоборот, сфера их применения, благодаря расширенному производству качественных сталей, стала намного более значительной, но процесс с косвенным нагревом был полностью вытеснен безнагревными методами, которые будут рассмотрены в следующем разделе.

Тот пример, касающийся сероочистки природного газа, который приведен ниже, не относится к процессам с широкой сферой применения. Это частный случай, обусловленный специфическими условиями работы одного из заводов. Он также относится к технике получения защитных газов. Этот газ получают в ходе каталитической конверсии природного газа, катализаторы которой дезактивируются в присутствии сероводорода и меркаптанов. Серосодержащие вещества, следовательно, должны быть удалены, что и обеспечивается работой адсорбционной установки.

 Специфика завода, на котором располагается установка, заключается в том, что он не располагает магистральным природным газом, давление которого составляет 3 –5 МПа. Давление газа в газовых коммуникациях завода всего 0,17 МПа (абсолютное давление). При этом давлении, как было показано в примере Р.18, предельная (максимальная) возможность цеолита NаХ, используемого для сероочистки, составляет 8,1.10³ м³/м³. Практическая возможность будет, естественно, ниже. В этих же условиях сумма предельных (минимальных) возможностей для стадий регенерации (см. уравнение (1.43)) в термопродувочном методе составит 1.10³ м³/м³. Практические же возможности будет выше. Получается, что при ориентации на процесс с прямым вводом тепла нагретым газом на регенерацию цеолита потребуется израсходовать около 20 % природного газа от количества его поступившего на очистку. Чтобы избежать столь больших потерь, и была построена установка с вводом тепла через стенку адсорбера.

    Схема двухадсорберной установки приведена на рис.2.23.. Она включает два адсорбера-теплообменника А и Б, вентилятор В, печь сжигания П, теплообменники Т1 и Т2. Цифрами на рисунке обозначены клапаны. Жирные линии выделяют те коммуникации, которые в рассматриваемый момент времени находятся в работе. Итак, природный газ через клапан 1А поступает в адсорбер А, контактирует с цеолитом, очищается от нежелательных примесей и выводится на потребление через клапан 2А. Небольшая часть очищенного газа отбирается от основного потока и через клапан 3Б вводится в адсорбер Б.

    В адсорбере Б осуществляются операции, связанные с регенерацией адсорбента. Для их проведения и используют небольшую долю очищенного природного газа, о которой говорилось выше. Этот газ продувает адсорбент и через клапан 4Б выносит из него десорбируемые примеси. Газы десорбции поступают в печь П на сжигание.

    В печи П газы десорбции смешиваются с воздухом, подаваемым вентилятором В, и сжигаются. Горячие топочные газы охлаждают в

    Рис.2.23.Двухадсорберная установка для сероочистки природного газа в процессе с косвенным вводом тепла.

теплообменнике Т1 до 250 ºС и через клапан 5Б вводят в межтрубное пространство адсорбера-теплообменника. Под действием горячих газов адсорбент в адсорбере Б нагревается. Одновременное воздействие тепла и продувки приводит к десорбции ранее поглощенных примесей. Газы из межтрубного пространства сбрасывают в атмосферу.

    После завершения нагрева и десорбции осуществляют охлаждение цеолита. Для этого газы после теплообменника Т1 пропускают через теплообменник Т2, охлаждают до 30 ºс и вводят в межтрубное пространство адсорбера Б. Этот поток на выходе из адсорбера также сбрасывают в атмосферу.

    Адсорберы переключают после того, как в А будет завершен процесс очистки, а в Б – процессы регенерации.

    Ключевой аспект этого процесса – температура регенерации. Она выбирается так, чтобы в цеолите не возникали температуры более высокие, чем 200 ºС. Выбор температуры связан с термической нестабильностью этилмеркаптана, при термическом разложении которого образуется этилен. Последний склонен к полимеризации, в ходе которой образуется кокс, забивающий поры адсорбента.

    Некоторые другие нормы регламента процесса мы установим в ходе расчетов.

Расчет к подразделу 2.6.3

    Р.29. На очистку при давлении 0,17 МПа (абсолютная шкала давлений) поступает природный газ, состав которого указан в примере Р.18. Предельная возможность цеолита по очищаемому потоку для сероводорода, согласно тому же примеру, равна 8,1.10³ м³/м³. Рассчитать двухадсорберную установку сероочистки производительностью 60 м³/ч.

    1.Количество адсорбента. Значение практической возможности связано, в первую очередь, с постепенным накоплением кокса в адсорбенте. Скорость этого процесса не известна и условно принимаем, что практическая возможность составляет 6.10³ м³/м³. Отсюда часовой «расход» сорбента: 60/6000 = 1.10^-2 м³/ч.

    Принимаем, что длительность стадии адсорбции равна 24 ч. Тогда объем адсорбента в адсорбере составит: 1.10^-2 .24 = 0,25 м³.