Промышленные абсорберы

Определение влагосодержания осушенного газа. С помощью рис. 154, а можно определить равновесную точку росы газа, находящегося в контакте с раствором ТЭГ. Любое значение точки росы, полученное из таких графиков, соответствует минимальному влагосодержанию газа над раствором гликоля данной концентрации. Давление практически пе влияет на равновесную величину точки росы, однако в промышленных абсорберах осушить газ до точки росы, соответствующей ее равновесному значению, невозможно. В связи с этим поступаем следующим образом полагаем, что фактическая точка росы газа на выходе из абсорбера будет на 5—11° С выше ее равновесного значения, или принимаем, что точка росы осушенного газа соответствует равновесной точке, по над раствором гликоля, концентрация которого равна среднему значению концентраций гликоля на входе и выходе из абсорбера. Как правило, необходимая точка росы осушенного газа оговаривается контрактом. [c.232]

Наконец, отметим, что рассматриваемая в настоящей главе система в рабочих условиях, приближенных к режиму быстрой реак- ции, использовалась для определения поверхности раздела фаз в промышленных абсорберах по методу, описанному в разделе (8.3). [c.143]

Исходя из этого становится возможным проводить расчет промышленных абсорберов на основе результатов лабораторных исследований, если для промышленного аппарата известны значения и величины поверхности контакта фаз, а в лабораторной модели с известной величиной межфазной поверхности обеспечивается то же самое значение k . [c.175]

Ю. В. Аксельрод и дрЛ рекомендуют при кинетическом расчете моноэтанолами-новых абсорберов, работающих под давлением 15—30 атм, учитывать специфику механизма химических реакций при высоких степенях карбонизации и вычислять движущую силу с учетом не равновесного, а метастабильного давления СОг над раствором. Для определения его величины они исследовали температурную зависимость константы разложения карбамата в карбонизованных растворах. Показано, что время пребывания в промышленных абсорберах недостаточно для достижения равновесия в растворе, причем расчетные значения метастабильного давления более чем на порядок превышают равновесные значения. Доп. пер. [c.249]

Крупногабаритное сварное технологическое оборудование для нефтегазовых отраслей промышленности - абсорберы, газосепараторы, пылеуловители, реакторы гидрокрекинга, а также магистральные нефте- и газопроводы и др., эксплуатируются в сложных условиях механического нагружения и внешних воздействий (температур, изменяющихся в диапазоне от -70 до 560°С, коррозионноактивных сред, силовых нагрузок). Отмеченные факторы могут способствовать развитию трещиноподобных дефектов, возникающих в процессе изготовления (например, горячие и холодные трещины, трещины повторного нагрева) или эксплуатации (например, при отслаивании плакирующего слоя) конструкций и их преждевременному выходу из строя в результате частичного или полного хрупкого разрушения. [c.236]

Обычно к. п. д. тарелок в промышленных абсорберах гликолевой осушки лежит в пределах Т)т—0,25—0,4 [7, с. 258]. С целью максимальной осушки газа принимается Т1т= =0,25. [c.70]

Скорость процесса абсорбции (и десорбции) зависит от разницы в величинах фактического и равновесного давления поглощаемого компонента над поглотителем. В промышленных абсорберах и регенераторах фактическое давление отличается от равновесного примерно на 20%. [c.116]

Обычно давление в абсорберах при разделении нефтяных попутных газов составляет 1,6-2,0 МПа, а при извлечении компонентов природного газа, имеющего большее устьевое давление, 4,0 —7,5 МПа. Температура зависит от применяемого хладагента и может составлять при извлечении пропана минус 40 °С, этана минус 80-100 °С. Диаметр промышленных абсорберов зависит от производительности и достигает 3 м, число тарелок составляет 30 - 40. [c.217]

Опытно-промышленный абсорбер был включен в схему на одном из ГПЗ параллельно с промышленной абсорбционной колонной с 30 кругло-колпачковыми тарелками (диаметр промышленного абсорбера 2,4 м, расстояние между тарелками 600 мм). Съем тепла абсорбции в промышленном аппарате осуществлялся по схеме абсорбер—холодильник—абсорбер . В отличие от других ГПЗ абсорбционная установка на этом заводе является комбинированной и предназначена для совместной переработки нефтяного газа и газового конденсата. Газовый конденсат, поступающий на завод, используется вначале в качестве абсорбента (для извлечения из попутного газа пропана и других углеводородов), после абсорбции конденсат-абсорбент разделяется на блоке колонн с целью получения содержащихся в нем пропана, бутана, бензина, дизельного топлива и других продуктов. [c.216]

В связи с этим наиболее целесообразно конструировать промышленные абсорберы в виде полой колонны с одной-двумя глухими тарелками и соответствующим перетоком жидкости. [c.245]

Коуль [198], обработав данные Лейбуш и Шнеерсон, а также других исследователей [33] и полученные на промышленных абсорберах, предложил эмпирическое уравнение для моноэтаноламина [c.475]

Низкие значения А для колец размерами 38—51 мм объясняются тем, что они получены на основе испытаний промышленных абсорберов. [c.475]

Относительная летучесть, используемая в выведенной зависимости, соответствует отношению летучестей легкого и тяжелого ключевых компонентов для дистилляционных колонн и летучести так называемого ключевого компонента для абсорберов, поскольку вычисление общего к. п. д. колонны основывается на свойствах этих компонентов. Результаты испытаний промышленных абсорберов показывают, что вычисленный общий к. п. д. колонны зависит от выбора ключевого компонента. Чем выше летучесть ключевого компонента, тем меньше вычисленный общий к. п. д. для колонны в целом. Соображения точности данных обычно требуют принятия в качестве ключевого того компонента, который соответствующим образом распределен между головными и хвостовыми продуктами. Однако расчет оборудования, следующего за абсорбером, в значительной степени зависит от различий общего к. п. д. колонны для различных компонентов. [c.167]

Рассмотренные методы расчета основаны на опытах, проведенных в сравнительно небольших аппаратах (диаметром до 0,5 м) и полученные значения Кри для промышленных абсорберов с диаметрами, достигающими нескольких метров, могут оказаться завышенными. [c.487]

Были обследованы [24, 501 несколько промышленных абсорберов для поглощения SOg, а также испытана укрупненная (диаметром 1,2 м) опытная колонна для абсорбции окислов азота. На основе этих исследований мы полагаем, что найденные при описанном выше расчете объемы или высоты насадки должны быть умножены на коэффициент запаса, который не следует принимать менее 1,5. В ответственных случаях этот коэффициент следует увеличивать до 2. [c.487]

Испытания проводились в абсорбере с тремя колпачковыми тарелками [1771. Промышленный абсорбер имел квадратное сечение 2,4 х2,4 м, поверхность охлаждения на каждой тарелке составляла 14 л. При скорости газа 0,2—0,6 м/сек степень извлечения SOg равнялась 99,2—99,7% (сопротивление аппарата 2850—3400 н/м ). [c.581]

Барботажные абсорберы. Теоретическое определение массообменной способности барботажных абсорберов на основе теории массопередачи вызывает пока непреодолимые затруднения из-за отсутствия надежного метода расчета величины и формы межфазной поверхности, образующейся в барботажной слое. Эти параметры зависят от множества факторов, среди которых главную роль играют физические свойства жидкости н газа, гидродинамическая обстановка, устройство и конструктивные размеры барботажной тарелки. В связи с этим предложенные эмпирические формулы для расчета коэффициентов массоотдачи в газовой и жидкой фазах на барботажных тарелках имеют, в лучшем случае, лишь частное значение и не могут быть использованы для расчета промышленных абсорберов. [c.498]

Опытнопромышленный абсорбер диаметром 0,8 м имел 20 тарелок (отверстия диаметром 2 мм) скорость газа составляла 0,26—0,42 м/сек давление 3,5 бар. Промышленные абсорберы имеют 40 тарелок (диаметр отверстий 2 мм, шаг 9 мм) скорость газов 0,3—0,4 м/сек (при давлении 3—3,5 бар) общая поверхность охлаждения змеевиков около 70 на I поперечного сечения. [c.583]

В литературе приводятся опытные данные по эффективным коэффициентам продольного перемешивания жидкости и газа в насадочных аппаратах [68, 74—83], но в ограниченном интервале параметров В целом можно считать, что при правильном первичном распределении влияние продольного перемешивания жидкости в насадке на эффективность массообмена невелико. Так, по данным [78], коэффициент Вж изменяется в пределах от 50 до 120 см /с при увеличении плотности орошения от 10 до 40м /(м -ч) при расчете по данным [80] величина не превышает 150 см /с для условий работы промышленных абсорберов очистки МЭА при атмосферном давлении. [c.77]

Эффективность работы абсорбера водной очистки от СО2 заметно возрастает при частичном затоплении насадки. По данным Л. И. Ти-тельмана, затопление нижней части насадочного слоя (примерно 3 м) в промышленном абсорбере позволило снизить содержание СОз на выходе из абсорбера с 2,6 до 2—2,2% (об.). [c.118]

Эмпирические коэффициенты массопередачи К -а не отражают точные физико-химические закономерности процесса абсорбции, осложненной сравнительно медленной обратимой химической реакцией. Поэтому указанная выше высота затопления рассчитана на основе математической модели кинетики абсорбции (стр. 153). Корректность модели подтверждена обработкой данных, полученных при обследовании промышленных абсорберов Новгородского и Черкасского химкомбинатов отклонение расчетной скорости абсорбции от действительной не превышало 20%. [c.148]

Коэффициенты массопередачи К а при двухступенчатой абсорбции под давлением, по данным работы промышленных абсорберов, составляют 51-10 —71,3-10 м /(м -ч-Па), или 50—70 м /(м X [c.149]

Высокая нагрузка по газу может быть достигнута и в аппаратах с тарелками провального типа [114, 115], которые наиболее целесообразно применять при повышенном давлении и приведенной скорости газа 0,15—0,4 м/с. В таких условиях коэффициент извлечения СОа будет достаточно высок. Это подтверждается данными [6, 116] работы промышленного абсорбера под давлением 0,98— 1,17 МПа (10—12 кгс/см ) для тонкой очистки коксового газа от СОо и НаЗ . Общее число тарелок в таком абсорбере 24 в первых [c.160]

В результате ускоряющего действия мышьяка в промышленных абсорберах удается достичь степени насыщения раствора до 85—90% равновесной. [c.259]

Данные Грегори и Шермана и данные по двум промышленным абсорберам, работающим под давлением 2,1—21,0 атм [c.245]

Для использования коэффициентов абсорбции в расчете промышленных абсорберов необходимо рассмотреть изменения состава газа и жидкости по высоте колонны. Для этого количество передаваемого вещества, вычисленное на основании изменения состава газа и жидкости в процессе абсорбции, приравнивают количеству этого вещества, рассчитанному по коэффициентам абсорбции и движущим силам, а затем интегрируют полученное уравнение по всей высоте колонны. В случае частных коэффициентов абсорбции для газовой и жидкостной пленок рабочую высоту колонны, т. е. высоту слоя насадки, можно выразить следующей формулой [7] [c.10]

Эксплуатационные данные промышленных абсорберов разной производительности [c.104]

Полузаводской абсорбер насадка — керамические кольца 25 лш давление 11,9 ат промышленный абсорбер керамические кольца 38 мм, давление 21,4 ат. X — опытная установка, L 117 ООО кг/ч-м О — опытная установка, Ь 68 500 кг/ч-м Д — промышленная устаиовка, Ь = 166 ООО кг/ч-м . [c.116]

Условия проведения ироцесса абсорбции, рассмотренные в главах III и IV и предусматривающие неподвижность жидкости и перенос растворяемого газа лишь за счет молекулярной диффузии, не типичны ни для работы промышленных абсорберов, ни для многих лабораторных установок. В настоящей главе будет рассмотрена абсорбция газов перемешиваемыми жидкостями, при которой растворенный газ транспортируется конвектибно от поверхности вглубь основной массы жидкости. Перемешивание жидкости может осуществляться по-разному. Вот некоторые распространенные его механизмы. [c.98]

Аналитический синтез оптимального регулятора. Часто в таких процессах, как водная очистка синтез—газа от двуокиси углерода, очистка газов от аммиака, улавливание хвостовых газов и т. п., основное требование к промышленному абсорберу состоит в том, чтобы концентрация абсорбируемого компонента в газовой фазе на выходе из аппарата не превышала заданной величины у г/,д. Если входные возмущения по составу фаз таковы, что концентрация абсорбируемого компонента не выходит за допустимые границы на выходе из аппарата (что можно наблюдать особенно при больших плотностях орошения), а наиболее опасными являются возмущения по расходу газовой фазы, то сформулированный выше вывод относительно управляемости каналов насадочного абсорбера находит эффективную практическую реализацию. Действительно, сведем задачу регулирования выходной концентрации по каналу массообмена к эквивалентной задаче по каналу гидродинамики. При заданных нагрузках на аппарат и фиксированном диапазоне допустимых концентраций на выходе всегда можно рассчитать соответствующий этим условиям перепад давления на колонне ДРзд [55]. Пусть система регулирования выходной концентрации предусматривает функциональный блок, в задачу которого входит вычисление с каждым новым скачком по расходу газа того перепада давления, который соответствует новой нагрузке по газу и заданной концентрации на выходе. При этом задача регулирования состава газа на выходе из аппарата сводится к поиску такого управляющего воздействия по расходу жидкости Ь, которое после каждого нового скачка по расходу газа С приводило бы фактический перепад давления ДР к рассчитанному для новых условий перепаду давления ДРзд. [c.428]

Перепад температур раствора МЭА в промышленных абсорберах амин-ной очистки газов в зависимости от содержания кислых компонентов в сырье и степени очистки может достнг ть 70 градусов [7, с. 35]. Для учета зависимости теплоемкости насыщенного абсорбента от температуры, примем, что температура насыщенного абсорбента на 8 градусов выще температуры регенерированного раствора [c.14]

Поступающий на завод нефтяной газ компримировали до 1,6 МПа и с температурой 25 °С направляли в промышленный и опытный абсорберы. В эти аппараты подавали два абсорбента на разные тарелки — дизельное топливо и нестабильный газовый конденсат. Съем тепла в опытном абсорбере производили за счет подачи в трубчато-решетчатые тарелки газового конденсата, предварительно охлажденного в системе аммиачного холодильного цикла. В результате исследований было установлено, что эффективность абсорбера с трубчато-решетчатыми тарелками значительно выше эффективности промышленного абсорбера. Извлечение пропана в промышленном абсорбере при максимально достигнутой нагрузке по газу и удельном расходе абсорбента 2,2— 3 л/м составляло 65% от потенциального содержания в исходном газе, что в 1,3 раза меньше, чем в аппарате с трубчато-решетча-тымн тарелками (на этом заводе в течение многих лет эксплуатировался промышленный абсорбер с трубчато-решетчатыми тарелками диаметром 2,4 м). [c.217]

Абсорбцию Нз5 исследовали лишь в лабораторных аппаратах [202—2061 и данные для перехода к промышленным аппаратам почти отсутствуют, Литвиненко [202] изучал абсорбцию НаЗ растворами карбонатов на кольцах размером 5 мм. Он установил, что плотность орошения (в пределах 6—20 м ч) сравнительно мало влияет на Кр, который при повышении скорости газа от 0,13 до 1,01 м сек изменялся в пределах 0,36—1,65 (для растворов Ыа2СОз) или от 0,42 до 1,9 кмоль - м - ч бар (для растворов КгСОз). В промышленных абсорберах с хордовой насадкой при скорости газа 0,7—0,9 м1сек величина Кри составляет около 13— 15 кмоль - м -. бар . [c.476]

Уравнение (VI-112) по исследованиям Черткова [209] применимо и к другим щелочным растворам, в частности, к растворам сульфит-бисульфита аммония (при рН б). Опыты проводились в башнях диаметрами 0,8 и 1 м [209], а также в промышленном абсорбере диаметром 6 м [210]. Все эти аппараты были насажены кольцами размером 50 мм в укладку, причем имелись три последовательно соединенные ступени абсорбции. Объемный коэффициент массопередачи при скорости газа 1 —1,3 м/сек и плотности орошения 2—4 м/ч составлял около 60 кмоль-м -ч -бар . Было установлено, что Кро возрастал с увеличением концентрации NHg в растворе (Сд) и уменьшался с повышением в нем отношения so . Анализ указанных исследований показал [209], что с повышением отношения sOj/ b (в частности, в первых ступенях абсорбции) в соответствии с уменьшением pH раствора возрастает доля сопротивления жидкой фазы, что и приводит к снижению К.ри-Это снижение можно определить, исходя из полученной при проведении опытов в трубке с орошаемыми стенками зависимости [211], по которой Кр пропорционален химической емкости раствора в степени 0,16. [c.478]

Проведенные обследования промышленных абсорберов показали, что коэффициент массопередачи в моногидратных абсорберах, насаженных кольцами размером 50 мм в укладку, при скорости газа 0,65—1,46 м/сек и плотности орошения 13,5—28 м/ч составляет 75—195 кмоль-м -ч -бар . Оказалось [24], что значения Kpv, выраженные в кг м ч - бар , удовлетворительно коррелируются с соответствующими значениями, найденными при абсорбции NH3 водой (в колонне диаметром 500 мм) умножением последних на 1,3 (при поглощении SO3 моногидратом) или 0,45 (при поглощении SO3 олеумом). На основе этих данных и исследований в трубке с орошаемыми стенками предложено [216а] для расчета промышленных абсорберов пользоваться значениями, найденными для абсорбции NH3 водой [формула (VI-94) или рис. 150], умножая их (для перехода к SO3) на коэффициент 0,7 и вводя поправочные множители и /д, а также коэффициент ухудшения 1 (стр. 450). [c.480]

Большое число работ посвящено исследованию массоотдачи для одиночных капель, образуюш,ихся при исгечении жидкости из капилляров. В результате этих исследований получены значения коэффициентов массоотдачи, отнесенные к единице поверхности капли. При применении их для расчета распыливаюш,их абсорберов необходимо определить удельную поверхность контакта по формуле (Vni-7), что связано с известными трудностями. Кроме того, в промышленных абсорберах условия массопередачи существенно отличаются от условий при падении одиночных капель. Однако данные по массоотдаче для одиночных капель представляют известный интерес, тем более что имеется очень мало исследований в условиях, близких к условиям работы промышленных распыливающих абсорберов. [c.624]

Зависимость объемного коэффициента массоотдачи от скорости газа получена при обработке данных различных исследователей для свободного (бее насадки) барботажного слоя. При секционировании с помощью насадки эффективность массообмена увеличивается, особенно для насадки мелких размеров. Для крупных насадок (50 мм и более) увеличение по сравнению с свободным бар-ботйжным споем сравнительно невелико, поэтому для промышленных абсорберов с затопленной насадкой можно использовать данные рис. П-11. Влияние плотности орошения на объемный коэффициент массоотдачи можно учесть с помощью зависимости [c.81]

Таблщй 1У-14. Показатели работы промышленных абсорберов при атмосферной давлений [c.150]

Для расчета промышленных абсорберов рекомендуется иользоваться коэффициентами абсорбции, вычисленными по практическим данным (метод расчета описан в литературе При расчете насадочных абсорберов в ГИАП применяют следующие практические значения А абс. [в м /м (насадки) атл ] [c.246]

Н — постоянная закона Генри в ат-л /кл1оль — абсорбция углеводородов в промышленных абсорберах — абсорбция двуокиси углерода водой и раствором глицерина в лабораторном абсорбере Л — абсорбция углеводородов в лабораторном абсорбере А — абсорбция аммиака в лабораторном абсорбере, [c.14]

Сравнительная характеристика тарельчатых и насадочных колонн. Большинство промышленных абсорберов оборудовано колпачковыми тарелками или насажено кольцами Рашига. Однако все больше внимания уделяется другим конструкциям тарелок и другим насадкам (в частности, седловидным). Выбор тарельчатых или насадочных колонн в некоторой степени произволен, так как удовлетворительная работа может быть достигнута при колоннах обоих типов общие экономические показатели крайне редко выявляют преимущества той или иной из них. В ряде случаев тарелки заменяли насадкой для предупреждения вспенивания [16]. Пенообразованне в колпачковых колоннах удается существенно уменьшить введением противопенных добавок (см. гл. третью). [c.28]

Абсорбция СОз растворами моноэтаноламина в насадочных колоннах. Опубликованные данные убедительно доказывают, что скорость процесса абсорбции СОд любым из обычно применяемых растворов аминов определяется сопротивлением жидкостной пленкп. Однако в расчетные формулы обычно входят значения общего коэффициента абсорбции а не так как первые легче вычислить из опытных данных, и эти значения можно непосредственно использовать для расчета промышленных абсорберов, для которых обычно наиболее важна полнота извлечения СО3. [c.36]

Это уравнение было выведено на основании данных эксплуатации промышленного абсорбера при атмосферном давлении и расходе газа, соответствующем линейной скорости в прорезях колпачков примерно 11 м1сек. При меньших скоростях газа к. п. д. тарелки получался выше, вероятно, из-за возрастающего значения АIV. Если принять поправочный коэффициент на изменение величины А У при скорости газа в прорезях колпачка [c.40]

Абсорбция. Коэффициенты абсорбции определяли на опытном абсорбере диаметром 100 мм [36] хотя влияние всех параметров не было полностью изучено, удалось выявить некоторые закономерности. Концентрация раствора п газа, температура и отношение жидкость газ в этих опытах поддерживались в обычных для промышленных абсорберов пределах и полученные дапние представляют практическую ценность. [c.102]