Коэффициенты тарелки абсорбционной

Поверхность массопереноса на тарелках абсорбционных аппаратов со ступенчатым контактом фаз (см. рис. 5.23) определять затруднительно, поэтому коэффициенты массоотдачи и р в таких случаях часто относят к поперечному сечению тарелки или к объему пены где - высота слоя пены на тарелке. Коэффициенты массоотдачи р , отнесенные к поверхности тарелки, к объему пены Р , V. и к поверхности контакта фаз Р на тарелке связаны следующими соотношениями Р , , = = Зг v n Рг т г Дб о,, - удельная межфазная поверхность, приходящаяся на единицу площади тарелки, м /м . [c.395]

Методы расчета технологических параметров абсорбционного процесса, очевидно, должны быть основаны на уравнении массопередачи. При этом специфика процесса отражается в коэффициенте массопередачи, надежное же их определение встречает непреодолимые трудности, особенно при многокомпонентной абсорбции. В связи с этим для инженерной практики в 30-х годах Крейсером — Брауном был разработан метод расчета процесса абсорбции, в основе которого лежат понятия о теоретической тарелке и коэффициентах извлечения компонентов. [c.77]

Вывод формулы абсорбции. Опираясь на понятия теоретической тарелки, состояния равновесия и коэффициента извлечения, Крейсер и Браун разработали инженерный метод расчета абсорбционно-десорбционных процессов. [c.80]

При расчете реальных ступеней разделения ректификационных и абсорбционных колонн для описания процесса массопередачи используют уравнения связи эффективности тарелки с параметрами модели парожидкостных потоков [уравнение (3.45)]. Величина локальной эффективности, входящая в эти уравнения, служит для характеристики кинетики массопередачи и может быть определена разными способами. В большинстве случаев коэффициент массопередачи может быть определен через коэффициенты массоотдачи в паровой и жидкой фазах с последующим определением локальной эффективности и получением критериальных уравнений. В ряде работ Ю. Комиссарова с сотр. [c.150]

Кинетику абсорбционно-десорбционных процессов можно выражать [109, 11б] через число теоретических стадий контакта (теоретических тарелок) и коэффициент полезного действия (к. п. д.) тарелки (полки) или через число единиц переноса и соответственно высоту единицы переноса в данном аппарате. Но чаще всего применяют общеизвестное кинетическое уравнение массопередачи — уравнение (1) (см. введение) [c.122]

В наиболее законченном виде метод расчета тарельчатых массообменных аппаратов (ректификационных и абсорбционных), базирующийся на использовании законов массопередачи, дается А. Г. Касаткиным, А. Н. Плановским и О. С. Чеховым [142]. Особенностью этого расчета является графическое определение числа реальных тарелок по числу единиц переноса. Принцип расчета поясним, используя наиболее простой случай, когда коэффициент массопередачи на всех тарелках аппарата одинаков, а уноса жидкости с нижележащих тарелок на вышележащую не происходит. [c.310]

В дальнейшем изложении для таких массообменных аппаратов, как ректификационные, абсорбционные и экстракционные колонны, описываются методы расчета, основанные на понятиях идеальной (теоретической) тарелки и обшего коэффициента полезного действия тарелок. Эти методы детально разработаны, наглядны, относительно несложны и поэтому нашли широкое распространение. Однако коэффициент полезного действия тарелок лишь косвенно учитывает кинетику процесса, что является известным недостатком таких методов расчета. [c.314]

Кроме того, было установлено, что с повышением уровня ввода сырьевых потоков количество газа (пара) и жидкости возрастает в абсорбционной (верхней) секции АОК. Одновременно было показано, что при F /F = 0,5 затраты тепла можно уменьшить на 30—40% по сравнению со схемой, где все сырье подается на одну питательную тарелку. Влияние температуры горячего сырьевого потока (F ) на показатели работы АОК при F /F = 0,5 можно проследить по рис. 111.69. Расчеты были выполнены для следующих условий. Состав сырья (в % мол.) метана 0,04 этана— 8,46 пропана 5 бутанов 13,9 пентанов 1,75 абсорбента 70,8 (в качестве абсорбента использовали фракцию с молекулярной массой 167) температура холодного сырьевого потока (fj) 35 °С коэффициент извлечения пропана ф = 96,8 а = 3% мол., число теоретических тарелок — 20 (по 10 тарелок в каждой секции. Поток fa подавался на 10-ю тарелку). [c.231]

В практике расчетов эффективность абсорбционных колонн оценивают коэффициентом полезного действия, т. е. степенью достижения равновесия между нитрозным газом и раствором кислоты иа тарелке. Равновесный состав газа можно определить по данным на рис. 1-39 с учетом стехиометрических соотношений реакции (1.35) или по данным, приведенным в работах (6, 23, 47]. В соответствии с [51], значение коэффициента полезного действия ситчатой тарелки (МПа) равио [c.57]

Использование седел типа Инталокс позволяет увеличить коэффициент массопередачи примерно в 1,5 раза по сравнению с кольцами Рашига (см. табл. IV-14, абсорберы № 18 и 19). После замены насадки увеличилась скорость газа, хотя при этом высота насадочного слоя, размещенного в один слой без перераспределительной тарелки, б11 1ла уменьшена с 18,5 до 15 м возросла Также абсорбционная емкость раствора, а степень извлечения СО 2 осталась прежней. [c.151]

Ректификация — массообменный процесс, который осуществляется в большинстве случаев в противоточных колонных аппаратах с контактными элементами (насадки, тарелки), аналогичными используемым в процессе абсорбции. Поэтому методы подхода к расчету и проектированию ректификационных и абсорбционных установок имеют много общего. Тем не менее ряд особенностей процесса ректификации (различное соотношение нагрузок по жидкости и пару в нижней и верхней частях колонны, переменные по высоте колонны физические свойства фаз и коэффициент распределения, совместное протекание процессов массо- и теплопереноса) осложняет его расчет. [c.226]

Одна из сложностей заключается в отсутствии обобщенных закономерностей для расчета кинетических коэффициентов процесса ректификации. В наибольшей степени это относится к колоннам диаметром более 800 мм с насадками и тарелками, широко применяемым в химических производствах. Большинство рекомендаций сводится к использованию для расчета ректификационных колонн кинетических зависимостей, полученных при исследовании абсорбционных процессов (в приведенных в данной главе примерах в основном использованы эти рекомендации). [c.226]

Как правило, схема процессов абсорбции углеводородов сравнительно проста. При первичном процессе какие-либо основные или побочные химические реакции не протекают часто вполне применимы уравнения равновесия между паром и жидкость)о, выведенные из законов для идеальных растворов. Поскольку массообмен в этих случаях не усложняется протеканием химических реакций в жидкой фазе, проектные расчеты могут основываться на обычных концепциях коэффициента абсорбции и теоретической тарелки. Важнейшим осложняющим фактором при расчете абсорбционных установок для выделения углеводородных продуктов часто является присутствие весьма многочисленных компонентов. Это не только чрезвычайно сильно усложняет вычисления, но и вызывает необходимость располагать обширными данными по равновесиям для этих многочисленных компонентов. Равновесные данные для сравнительно простых смесей парафиновых углеводородов, встречающихся при процессах абсорбции природного газа, подробно рассматриваются в литературе. Методика расчета таких установок вполне установилась и с достаточной полнотой изложена в ряде руководств [39—41]. Кроме того, в коксовом газе наряду с азотистыми, сернистыми и кислородными соединениями содержатся многочисленные циклические углеводороды и поэтому методика расчета установок для выделения углеводородов из таких газовых систем разработана несколько меньше. Поскольку удаление нафталина является важной фазой очистки каменноугольного газа, используемого в качестве бытового топлива (вследствие частого образования твердых [c.371]

Аппараты с закрученным газо-жидкостным потоком по сравнению с аппаратами со стекающей пленкой имеют в два-три раза более высокий коэффициент массообмена. Поэтому массообменные колонные аппараты с тарелками, снабженными патрубками с завихрителя-ми, нашли достаточно широкое применение при проведении абсорбционных процессов [15]. [c.546]

Для тарельчатых абсорберов (рис. 5.23) необходимое число реальных тарелок находят через число теоретических тарелок и по значению КПД реальной тарелки (5.60) или методом кинетической кривой (см. рис. 5.17). Существенно, что при расчетах размеров абсорбционных аппаратов используются экспериментальные данные об интенсивности (кинетике) межфазного переноса целевого компонента в форме зависимости коэффициентов массоотдачи ([3 и Ру), или высоты единиц переноса ) для насадочных абсорберов, или КПД (эффективности) реальных тарелок (г ) от многочисленных параметров, влияющих на скорость массопереноса при конкретных параметрах процессов абсорбции. [c.393]

За последнее время при расчете абсорбционных процессов появилась тенденция рассматривать процесс массопередачи как с точки зрения статики (определение констант равновесия и состава фаз), так и с точки зрения кинетики (определение коэффициентов скорости или коэффициентов массопередачи)Следует указать, что понятие к. п. д. тарелок не учитывает кинетику процесса и не отражает тех закономерностей, которые характеризуют работу тарелки, в частности поля концентрации на тарелке. [c.224]

Применение тарелок провального типа принципиально возможно как в десорбционной, так и в абсорбционной частях обесфеноливающего аппарата. В зоне поглощения фенолов из пара щелочно-фенолятными растворами ярусы насадки, орошаемые циркулирующим раствором, могут быть заменены провальными тарелками. Если коэффициент полезного действия такой тарелки не ниже 50%, то двумя тарелками при достаточной плотности орошения циркулирующим раствором можно заменить один ярус насадки. Возможность применения тарелок провального типа целесообразно изучить как при десорбции фенолов из воды, так и при абсорбции их из пара. Если сопротивление такого аппарата не будет чрезмерным и на тарелках не будет заметных отложений, то этим путем можно не только повысить эффективность обесфеноливания воды, но и значительно сократить размеры обесфеноливающего скруббера. [c.101]

Рис. Значения коэффициентов С для расчета абсорбционных колонн с ситчатыми тарелками, работающих при 3,5 ат и 35-37° С.

Пользуясь уравнением (IV, 6), можно проанализировать влияние основных факторов процесса абсорбции на повышение коэффициента полезного действия абсорбционных колонн, применяемых для поглощения окислов азота. На основании полученных данных определяют соотношение между продолжительностью процесса окисления окиси азота и продолжительностью поглощения образовавшихся окислов азота. Для колонн с ситчатыми тарелками, имеющими указанные выше характеристики, оптимальное расстояние между тарелками находят по данным рис. 1У-13 или по [c.137]

Наибольшее значение Е достигается при прямоточных тарелках. Следующее место занимают поперечноточные тарелки с перемешиванием газа между тарелками, далее следуют противоточные тарелки н на последнем месте стоят. теоретические тарелки с перемешиванием жидкости (для них = Е). Однако заметная разница в действии тарелок с различным движением газа и жидкости наблюдается лишь при достаточно высоких значениях локального коэффициента извлечения (при >0,7—0,8) и при малых значениях абсорбционного фактора (Л<2). [c.216]

Рис. 73. Зависимость общего коэффициента извлечения тарелки о от локального коэффициента извлечения Е и абсорбционного фактора А при А = 0,5 2 — лри Л = 1 5—при А — Ч 4—при А = оо.

Интенсификация процесса массопередачи при ректификации и абсорбции с использованием поверхостно - активных веществ на борботажных контактных устройствах описана в работе [66]. Для целенаправленного использования ПАВ с целью интенсификации массопередачи необходимо знание удельного вклада влияние каждой составляющей на кинетические коэффициенты в абсорбционных и ректификационных процессах протекающих в колоннах с барботажными тарелками. С целью выявления трех составляющих действия ПАВ на поток распределяемого компонента был проведен комплекс исследований представленный в данной статье. Целенаправленное использование ПАВ (в пределах ПДК) для интенсификации процессов абсорбции и ректификации позволяет снизить энергозатраты на действующих промышленных аппаратах или уменьшить капитальные вложения на стадии проектирования. По данным настоящей работы, используется ПАВ а разделяемых смесях, аналогичных экспериментальным, что приводит к снижению энергозатрат на 12 - 23 %, и уменьшению капитальных затрат на 16 [c.110]

При рассмотрении статики абсорбции даны сведения о равновесии некоторых конкретных систем. В главу Кинетика абсорбции включены краткий обзор различных моделей абсорбции и разделы, посвященные экспериментальному определению коэффициентов массопередачн и моделированию абсорберов. При расчете ступенчатых аппаратов автор отказался от применения понятия Теоретическая тарелка , как не отвечающего современному уровню знаний. Приведены расчеты абсорбции летучим поглотителем и абсорбции с выделением тепла по разработанному автором методу. Расчет десорбции рассмотрен на основе тепловой диаграммы равновесия. Кратко изложены вопросы применения электронно-счетных машин для расчета некоторых абсорбционных процессов. Введена глава, посвященная регулированию работы абсорбционных установок. При написании книги использована Международная система единиц (СИ). [c.8]

Поскольку равновесные кривые для компонентов сырого бензола сравнительно близки к прямым линиям, а рабочая линия нри типичных процессах абсорбционного выделения сырого бензола изображается прямой, можно применять упрощенные расчетные уравнения, например уравнение (1.8), основанное на К ,а, уравнение (1.14), основанное на концепции единичной ступени массообмена, и уравнение (1.15), основанное на концепции теоретической тарелки. Многочисленные исследователи пользовались видоизмененными формами этих уравнений, основывающимися на коэффициентах распределения (см, табл. 14.10) [44, 46 —48]. При применении этих единиц параметр Ь 1тСг уравнений (1.14) и (1.15) превращается в А/С, где расход газа и жидкости выражен в объемах, а А — коэффициент распределения J . Как и нри параметре значение Ьк С, равное единице, выражает [c.375]

Правильнее всего было бы характеризовать эффективность процесса экстракции величиной коэффициента массопередачи К, отнесенного к единице поверхности раздела фаз. Однако в подавляющем большинстве случаев поверхность контакта фаз не известна и коэффициент массопередачи К не может быть определен. В связи с этим для оценки эффективности противоточных абсорбционных и экстракционных колонн в литературе используются следующие величины степень извлечения, соответствующая заданной высоте колонны высота колонны, соответствующая заданной степени извлечения коэффициент массопередачи Ка, отнесенный к единице объема колонны (ст — поверхность контакта фаз в единице объема колоипк) высота едт 111щт.1 порепоса (ВЕП) высота, эквивалентная теоретической тарелке (БЭТТ) коэффициент полезного действия тарелки и введенный нами [1 ] приведенный коэффициент массопередачи КРп = (и — линейная [c.53]

Глубина погружения верхней кромки прорезей колпачков определяет гидравлическое сопротивление абсорбционной части аппарата, а следовательно и расход энергии на циркуляцию пара. Для современных барботажных аппаратов глубину погружения принимают около 30 мм. Она, как известно, существенно влияет на коэффициент полезного действия тарелки, так как поверхность контакта фаз складывается из поверхностей в зоне барботажа и в зоне пены и брызг. Интенсивность пено- и брызгообразования зависит главным образом от глубины барботажа и скорости бар-ботирующего газа [34]. [c.95]

На рис. 1У-7 приведены значения практических поправочных коэффициентов при 30° С. На рис. 1У-2 даны (по исследованиям В. И. Конвисара) поправочные коэффициенты С для расчета абсорбционных колонн с ситчатыми тарелками, работающих под давлением 3,5 ат (диаметр отверстий в тарелках 2 мм, шаг 8 мм). [c.134]

Для снижения флегмового числа в генераторе указанной выше машины предложено выводить из регенеративной части абсорбера часть крепкого раствора (10—30%) при температуре закипания его и направлять ее в генератор. Другую часть крепкого раствора (70—90%) предусматривается нагревать в регенеративной части абсорбера с образованием паро-жидкостной смеси и также вводить в генератор на разделение. Причем первую часть крепкого раствора надо вводить в генератор на 1—3 тарелки выше, чем вторую. Вследствие этого флегмовое число в укрепляющей части генератора значительно снижается (на 30—50%). Снижение флегмового числа привело к снижению расхода теплоносителя и к повышению теплового коэффициента на 10—15%. Проведен также анализ изменения флегмового числа абсорбционной регенеративной БОдоаммиачной холодильной машины в зависимости от изотермы кипения хладоагента. [c.169]

Как было установлено нами совместно с Е. И. Кордышем и В. И. Конвисаром, коэффициент С, характеризующий степень достижения равновесия, или к. п. д. сиг-чатых тарелок при абсорбции окислов азота в абсорбционных колоннах, зависит от ряда факторов. Уравнение, выведенное для расчета к. п. д. тарелок абсорбционных колонн с ситчатыми тарелками, имеет следующий вид [c.158]

Очистка газа проводится в две ступени. Поступающий на очистку газ попадает в сепаратор для отделения сопутствующего ему конденсата. Выходящий с верха сепаратора 1 газ направляется в низ абсорбционной колонны 2, где, поднимаясь вверх, он контактирует на тарелках (или насадке) с 15—17 %)-ным водным раствором моноэтаноламина, подаваемого в колонну сверху. В колонне имеется 22—24 ситчатых тарелки (или 15 м насадки из колец Рашига). Пасадочный абсорбер превосходит тарельчатый по скорости абсорбции и коэффициенту массопередачи в два раза. Температура в колонне 2 25—40 °С, давление 1,47—1,57 МПа. Частично очищенный газ выводится из колонны сверху и подается в низ абсорбционной колонны 9. Па верх этой колонны вводится 10—12 %-ный раствор МЭА. Устройство колонны 9 аналогично устройству колонны 2 температура в колонне 9 20—40°С, давление 1,37— 1,47 МПа. Если нужно снизить содержание диоксида углерода до 0,001 % (об.), давление на II ступени очистки следует повысить до 2,45—2,94 МПа. [c.91]

Справочник химика 21

Химия и химическая технология