Схема материальных потоков в абсорбере

Рис. 29. Схема материальных потоков абсорбера и сборника 1-й ступени

Рис. И-20. Схема абсорбера с обозначением основных материальных и тепловых потоков.

Рис. 41. Схема материальных потоков в абсорбере.

Рис. 3. Схема материальных потоков в абсорбере и ход рабочей и равновесной линий (а-при противотоке, б-при прямотоке) /4В-рабочая линия ОС-равновесная линия Apg, Др , Др и Д -движущая сила соотв. в газовой фазе в верх, и ниж. сечеинях абсорбера и в газовой и жидкой фазах на ступени.

На рис. 11.4 изображена технологическая схема промышленной установки окислительного дегидрирования бутенов фирмы Phillips Petroleum в г. Бор-гере (США). Годовая мощность установки по дивинилу 125 тыс. т. Сырье — фрак ция бутенов — смешивается с перегретой в теплообменнике 1 смесью воздуха и водяного пара и направляется на контактирование в реактор непрерывного действия 2. Контактный газ охлаждается в теплообменнике и подвергается водной отмывке в колоннах 4 я 5. Промытый и охлажденный контактный газ поступает на систему абсорбционного извлечения дивинила с помощью минерального масла, состоящую из абсорбера 6 и десорбера 7. Десорбированный дивинил конденсируется в теплообменнике и направляется на склад. Ниже представлен материальный баланс (%) основных углеводородных потоков [c.359]

Далинейшее улучшение процесса разделения катализата риформинга достигается при использовании холодной сепарации газа на I ступени и абсорбции газа стабильным катализатором на II ступени [23]. Принципиальная схема такой установки приведена на рис. 1У-24. Катализат охлаждают и частично конденсируют при 120 °С и направляют в I ступень сепарации, где под давлением 0,97 МПа он разделяется на газовую и жидкую фазы. Газовую фазу компримируют до 1,4 МПа и при 160 °С подают на разделение в абсорбер, на верх которого подают стабильный катализат при 38°С. Разделение катализата по данной схеме обеспечивает получение водородсодержащего газа с концентрацией 81,2% (об.) Нг при снижении зисплуатационных затрат по сравнению со схемой двухступенчатой сепарации на 10—15%. В табл. IV.13 приведены состав и параметры основных потоков блока разделения по схеме, изображенной на рис. 1У-24, на основе которых может быть рассчитан материальный баланс процесса. [c.234]

Схема материальных потоков в абсорбере [c.195]

Схема материальных потоков при десорбции без возврата флегмы при противотоке показана на рис. 91. В случае десорбции индекс 1 относится к стороне входа жидкости, а индекс 2—к стороне ее выхода. Это удобно тем, что в круговом процессе с противоточным абсорбером жидкости, передаваемые из абсорбера в десорбер и обратно, обозначены одинаковыми индексами. При такой системе обозначений уравнения, рассмотренные на стр. 184 сл., при десорбции остаются без изменения, причем в данном случае представляет собой количество выделившегося (десорбированного) компонента и выражается положительной величиной. При этом поверхность Р возрастает в направлении, противоположном движению газа. [c.309]

А, осуществляют в массообменных аппаратах, наз. абсорберам и,-тарельчатых, насадочных (устаревшее название-скрубберы), пленочных, роторно-пленочных и распылительных. Схема материальных потоков в абсорбере представлена на рис. 3. Связь между концентрациями поглощаемого компонента в газе У2 и в жидкости в любом горизонтальном сечении аппарата находят из ур-ния материального баланса (т. наз. ур-ние рабочей линии). В общем случае это ур-ние имеет вид [c.17]

На рис. Х-5 изображена принципиальная схема материальных потоков в установке выделения ацетилена. Аипарат — это абсорбер ацетилена, аппарат 2 соответствует зоне отдувки ив растворителя двуокиси углерода и других ком- [c.462]

На рис. Х-5 изображена принципиальная схема материальных потоков в установке выделения ацетилена. Аппарат I — это абсорбер ацетилена, аппарат 2 соответствует зоне отдувки из растворителя двуокиси углерода и других компонентов I группы десорбера 10 (см. рис. Х-2). Аппарат 3 соответствует зоне отмывки компонентов П1 группы из ацетилена, получаемого в аппаратах 4 (термодесорбер) н 5 [c.367]

Абсорбционная колонна в производстве соды предназначена для поглощения аммиака и двуокиси углерода из парогазового потока водным раствором хлорида натрия выделяющаяся теплота отводится. из зоны межфазного контакта охлаждающей водой. Новый абсорбер оснащен контактными устройствами, которые состоят из вертикально установленных пар пластин, образующих попеременно открытые каналы для парогазожидкостного потока и закрытые каналы для охлаждающей воды каналы для парогазожидкостного потока заканчиваются наклонными пластинами, направляющими жидкость в переливы. Эти контактные устройства могут работать как в про-тивоточном, так и в восходящем прямоточном режиме движения контактирующих фаз при сохранении противотока фаз в целом по колонне. Схемы материальных потоков в абсорбционной колонне показаны на рис. 1. [c.75]

На рис. 19 представлена схема материальных потоков в абсорбере. Составим материальный баланс абсорбера по извлекаемому компоненту, приняв следующие обозначения [c.95]

При расчете неизотермических процессов кроме параметров, характеризующих входные потоки, в качестве исходных данных обычно задаются числом теоретических ступеней. Повторение расчетов при различном соотношении расходов фаз и числе теоретических ступеней позволяет найти условия, при которых могут быть получены определенные конечные составы. Возможная схема расчета для неизотермической абсорбции показана на рис. 3.3. В соответствии с этой схемой сначала задаются составом и температурой газа на выходе из абсорбера. Затем из материального и теплового балансов для всего процесса определяют конечные расходы фаз, температуру и состав выходящей из абсорбера жидкости. После этого проводят последовательный расчет расходов, составов и температур для всех ступеней. Полученные в результате расчета значения температуры и концентрации в газе на последней ступени сопоставляют с величинами и г,к, которыми задавались в начале расчета. При значительном расхождении расчет повторяют. В схеме расчета, приведенной на рис. 3.3, использован метод простых итераций за новые значения конечной концентрации и температуры газа принимают значения, полученные в предыдущей итерации. [c.94]

Для распределения абсорбента между абсорбером и АОК задаются значением фц в абсорбере примерно на 5% выше, чем в целом по схеме (с учетом последующих потерь в АОК). По принятому коэффициенту извлечения в абсорбере с использованием диаграммы Кремсера определяют предварительный расход абсорбента на абсорбцию. Остальной поток направляют в АОК. При поверочном расчете по описанному алгоритму определяют действительную степень извлечения целевого компонента, а также тепловые и материальные потоки. [c.326]

Очистка газов от двуокиси углерода как в аммиачном, так и в метанольном вариантах осуществляется чаще всего абсорбцией монозта-ноламином (МЭА). Поглощается СС>2 в абсорбере 12 12-15 ным раствором МЭА. Насыщенный раствор регенерирует в десорбере /4 при П5-120°С. Парогазовая смесь при 100-Ю5°С поступает в скруббер-ох-ладитель 1де конденсируется избыток водяного пара охлаадение проводится циркулирующим конденсатом. При производстве метанола выделенная подается в поток природного газа перед сатурационной башней /. Материальный баланс паро-кислородо-углекислотной конверсии представлен в табл. 19, а состав газа на различных участках схемы производства aм шaкa - в табл, 20. [c.242]

Принципиальная технологическая схема противоточного мае-сообменного аппарата с материальными и тепловыми потоками на каждом контактном устройстве и межтарельчатый уносом жидкости показана на рис. 6.2. Для ректификационной колонны верхняя тарелка является конденсатором, нижняя — кипятильником для абсорбера с предварительным насыщением абсорбента верхняя тарелка является конденсатором-холодильником. [c.277]

Справочник химика 21

Химия и химическая технология