Абсорберы расход абсорбента

При расчете процесса абсорбции для наиболее летучего из извлекаемых компонентов, обычно для пропана или бутана, задаются коэффициентом извлечения ср и по величине ср и принятому числу тарелок в абсорбере по графику рис. 12. 5 определяют фактор абсорбции этого компонента. Зная температуру и давление в абсорбере, определяют для выбранного компонента константу фазового равновесия и находят затем но формуле (12.11) удельный расход абсорбента, величина которого нри данных условиях постоянна. [c.272]

Анализ результатов расчета насадочного абсорбера показывает, что основное диффузионное сопротивление массопереносу в этом процессе сосредоточено в жидкой фазе, поэтому можно интенсифицировать процесс абсорбции, увеличив скорость жидкости. Для этого нужно либо увеличить расход абсорбента, либо уменьшить диаметр абсорбера. Увеличение расхода абсорбента приведет к соответствующему увеличению нагрузки на систему регенерации абсорбента, что связано с существенным повы- [c.108]

При заданном расходе абсорбента число теоретических тарелок в абсорбере определяется построением ступенчатой линии между кривой равновесия и рабочей линией. [c.200]

Определяем факторы абсорбции компонентов. По заданному коэффициенту извлечения пропана <р = 0,60 и числу тарелок в абсорбере 12 по графику рис. 12. 5 находим фактор абсорбции пропана Аз = 0,60. По формуле (12. 11) определяем удельный расход абсорбента о = А зкз = 0,6 0,87 = 0,522 моля на [c.274]

Уравнение (XV, 12) связывает концентрации газа и жидкости в любом произвольном сечении аппарата и называется уравнением рабочей линии. Тангенс угла ее наклона к оси абсцисс равен удельному расходу абсорбента I. Если г = 1, то получим уравнение (XV, ) — общего материального баланса абсорбера. [c.298]

Испытания тепломассообменного аппарата на контактном газе опытного производства изопренового каучука при давлении 0,4-0,6 МПа показали снижение расхода абсорбента на 15-20% по сравнению с существующим тарельчатым абсорбером и уменьшение остаточной концентрации фракции С4-С5 в контактном газе в два раза. [c.139]

Уравнение (VI.9) связывает концентрации газа и абсорбента в любом сечении абсорбера и называется уравнением его рабочей линии. В системе координат Х—У уравнению (VI.9) соответствует прямая, проходящая через точки с координатами А (Xq, У,) и В (Xfj, Yfj+,) (рис. VI-5). Тангенс угла наклона рабочей линии к оси абсцисс равен удельному расходу абсорбента I. С увеличением удельного расхода абсорбента I наклон рабочей линии [c.198]

Варьируя в определенных пределах давление, температуру и удельный расход абсорбента, можно выбрать оптимальные размеры абсорбера. [c.201]

Повышение давления благоприятно сказывается на процессе абсорбции. Оно приводит к увеличению растворимости газа в абсорбенте, позволяет снизить удельный расход абсорбента и уменьшить число тарелок в абсорбере. Однако в случае необходимости предварительного сжатия газа возрастает расход потребляемой энергии, что часто лимитирует величину выбранного давления в аппарате. [c.214]

Число тарелок в абсорбере и удельный расход абсорбента взаимосвязаны. Увеличивая расход абсорбента, можно уменьшить число тарелок и наоборот. Увеличение числа тарелок приводит к увеличению высоты аппарата, обслуживающих металлоконструкций и затрат на транспортирование абсорбента в пределах установки. [c.214]

Увеличение расхода абсорбента связано с дополнительными эксплуатационными расходами, обусловленными нагревом абсорбента перед подачей в десорбер, охлаждением абсорбента перед вводом его в абсорбер, увеличением расхода энергии на перекачку циркулирующего абсорбента. Кроме того, увеличиваются также капитальные затраты на подогреватели и холодильники. [c.215]

Оптимальные рабочие условия для абсорбера определяют из техникоэкономических расчетов установки. Как правило, более экономичным оказывается вариант работы с повышенным числом тарелок и сравнительно небольшим удельным расходом абсорбента, несколько превышающим минимальный его расход. [c.215]

В некоторых случаях экономически оправдывается ведение процесса абсорбции при пониженных температурах с использованием специальных хладагентов испаряющегося аммиака, пропана и др. в этом случае затраты на сооружение и эксплуатацию специальных холодильных установок меньше, чем затраты, связанные с повышением давления в абсорбере или увеличением расхода абсорбента. [c.230]

Необходимое число тарелок в абсорбере и удельный расход абсорбента взаимосвязаны увеличением числа тарелок в абсорбере можно добиться некоторого снижения расхода абсорбента и наоборот. Увеличение числа тарелок вызывает увеличение высоты абсорбера, а следовательно, и расхода металла на изготовление аппарата и его металлоконструкций. [c.230]

Увеличение расхода абсорбента связано с дополнительными эксплуатационными расходами на нагрев абсорбента, направляемого па десорбцию, и на охлаждение абсорбента перед подачей его в абсорбер, а также с расходом энергии на перекачку циркулирующего на установке абсорбента. [c.230]

Наиболее выгодные условия процесса абсорбции могут быть установлены технико-экономическими расчетами. Обычно целесообразным оказывается вариант, предусматривающий применение абсорбера с повышенным числом тарелок и сравнительно небольшим удельным расходом абсорбента, несколько превышающим минимально необходимое его количество. [c.230]

Число теоретических тарелок N в абсорбере, работающем с уносом жидкости при данном извлечении и расходе абсорбента, может быть определено [32 ] из уравнения [c.231]

Решение. Так как число тарелок и=4 и удельный расход абсорбента задан, расчет процесса заключается в определении количеств и составов потоков сухого газа О) и жирного абсорбента 1 , покидающих абсорбер. [c.395]

Необходимо иметь в виду, что повышение степени извлечения компонентов в абсорбере за счет увеличения удельного расхода абсорбента, повышения давления или снижения температуры связано с дополнительными эксплуатационными затратами. Влияние этих параметров на результирующую эффективность процесса различно. Поэтому решение о выборе технологического режима может быть принято, как правило, только на основе оптимизационных расчетов, выполненных в целом по контуру абсорбер— десорбер . [c.202]

На отечественных ГПЗ давление в абсорбционных аппаратах МАУ не превышает 4 МПа. Средняя температура абсорбции, как правило, 40—45 °С, в качестве абсорбента используют керосиновые фракции с молекулярной массой 120—240 (применение более легких фракций приводит к большим потерям абсорбента). В этих условиях извлечение пропана и более тяжелых углеводородов достигается на МАУ при большом расходе абсорбента (2—4 кг/м сырого газа) и высоких теплоэнергетических затратах. Повышение давления и увеличение кратности циркуляции абсорбента не приводят на этих установках к существенному увеличению извлечения товарной продукции. Считают, что число реальных тарелок в абсорбере не следует принимать более 30 [92]. [c.204]

Узел абсорбции. Опыт эксплуатации установок НТА в США и Канаде показал, что применение пропанового холодильного цикла с изотермой испарения пропана от —30 до —40 °С позволяет при соответствующем расходе абсорбента обеспечить извлечение 40—50% этана, до 95% пропана и около 100% газового бензина при высоких технико-экономических показателях процесса. При этом давление в абсорбере колеблется на разных ГПЗ от 3 до 7 МПа. Оно зависит от многих факторов, и в частности при переработке сухих газов (с низким содержанием углеводородов Сз+высшие) в системе можно поддерживать более низкое давле-. ние, чем при переработке жирных газов. [c.207]

Из уравнения (12.27) можно определить число теоретических тарелок, необходимое для достижения назначенного коэффици ента извлечения ф любого компонента газовой смеси, характеризуемого при данных условиях давления, температуры и удель ного расхода абсорбента в абсорбере определенным значением А фактора абсорбции [c.391]

Процесс проводится в абсорбере с четырьмя теоретическими тарелками, давление в абсорбере р=4,9 бар (5 кгс/см )] температура сырого газа и абсорбента на входе в абсорбер 40° С. Удельный расход абсорбента принят /=1о/<Зп +1 = 1,1 кмоль/кмоль, состав абсорбента (в киломолях на 1 кмоль сырого газа) н-бутана — 0,02, пентана и высших (Св+)—0,05, собственно абсорбента — 1,03. [c.395]

Жирный газ, состоящий преимущественно из предельных углеводородов, поступает с установок первичной переработки нефти АТ и АВТ, гидрокрекинга, каталитического риформинга и некоторых других. Жирный газ, состоящий из непредельных углеводородов, поступает с установок каталитического и термического крекинга, пиролиза и коксования.. Состав сырья определяет режим процесса, причем это влияние состава сырья одинаково при фракционировании предельных и непредельных углеводородов. Наибольшее влияние на работу фракционирующего абсорбера оказывает изменение концентрации углеводородов С —С3 в жирном газе. Например, с повышением содержания углеводородов Сз в сырье необходимо увеличить расход абсорбента на 10—15 % (масс.). Кроме того, следует повысить расход водяного пара в подогревателе колонны для отпаривания большего количества пропана и усиления режима охлаждения при конденсации паров с верха этой колонны, а также перевода питания колонны на лежащие выше тарелки. [c.59]

Между удельным расходом абсорбента в абсорбере и размерами абсорбера существует определенная связь. Пусть линия / (рис, 324) является линией равновесия У X). Через точку В с координатами [c.482]

Рис. 2.12 характеризует увеличение остаточного содержания H2S в газе в. зависимости от температуры на верхней тарелке абсорбера при прочих равных условиях. Данные были получены при расходах газа через абсорбер Э50—370 тыс. м /ч. При этом минимальный расход раствора ДЭА поддерживали таким, чтобы обеспечить получение газа с содержанием сероводорода менее 20 мг/м . Из приведенных данных следует, что с повышением температуры для получения необходимых качественных показателей газа потребуется увеличить удельный расход абсорбента. [c.54]

В разные периоды года имеет место изменение температурного режима установки НТА, как правило, снижение температур низа колонн С02, СОЗ и С04 и повыщение температур питания абсорбера. Возможно также изменение фракционного состава абсорбента. При удельном расходе абсорбента в колонне OI 0,2 л/м достигаются следующие степени извлечения компонентов тиолов 96—99% (до остаточного содержания 5—16 мг/м ) пропана — 45% бутанов — 90%. [c.107]

Расход абсорбента, - подаваемого в узел предварительной сорбции, со- ставляет 180—200 м /ч. Примерно такое же количество абсорбента подается в верх абсорбера в качестве орошения. Для орошения потоки абсорбента раздельно проходят водяные холодильники Т-1005 и Е04. [c.213]

Пример 37. Из газа, содержащего 4,0% объемн. пропана, требуется и зиле ч , Ю , о пропана от общего его количества. Абсолютное давление в абсорбере равно 12 ат (11,8 бар), средняя температура 35" С. Абсорбент — газойль с молекулярным весом 200 содержит 0,1% мао. пропана. Часовой расход гааа при нормальных уоловиях 4000 м /ч. Расход абсорбента принимается 6 кг1м газа или 24 ООО кг/ч. Предполагается, тто применим закон Рауля-Дальтона. [c.248]

Пользоваться графиком Кремсера рекомечдуется следующим образом. Допустим, нам необходимо определить скорость циркуляции масла через абсорбер, имеющий восемь теоретических тарелок. Целевым компонентом является пропан, степень извлечения которого принята равной 0,85. На оси ординат находим 0,85, по горизонтали 0,85 движемся до пересечения с кривой, соответствующей восьми теоретическим тарелкам. Опускаясь из точки пересечения вниз по вертикали на оси абсцисс находим величину эф- Зная К, У +1 и А, можно рассчитать удельный расход абсорбента. Аналогично, если известно удельное орошение, можно определить значение А. Число теоретических тарелок, необходимых для данной степени извлечения целевого компонента при известных коэффициенте абсорбции и данном количестве удельного орошения, [c.132]

Перспективным явилось применение насадок ПЕТОН в процессах абсорбционной очистки природных газов. Так, замена пластиковых колец Паля в абсорбере и клапанных тарелок в десорбере на насадку ПЕТОН в процессе аминной очистки природного газа Оренбургского и Карачаганакского месторождений позволяет снизить содержание H S до < 7 ppm, а СО , Ю < 1 ppm при одновременном сокращении расхода абсорбента на 25%. Абсорбер и десорбер с насадкой ПЕТОН показали устойчивую работу в широком диапазоне изменений нагрузок по сырью и его качеству. [c.26]

Линия 5С] проведена при а = 90°, В этом случае движуи(ая сила будет максимальной, а размеры абсорбера минимальными ири бесконечно большом расходе абсорбента (т=оо). Этот случай можно считать нереальным. [c.666]

Линия ВС4 является касательной к линии равновесия (А — точка касания), что определяет наименьший (теоретически) возможный наклон рабочей линии (амян). В этом случае расход абсорбента будет минимальным, а движущая сила станет равной нулю при бесконечно больших размерах абсорбера. Этот случай также можно считать нереальным. [c.666]

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]

Дополнительная сложность расчета процессов абсорбции по кинетическому методу — необходимость определения коэффициентов массопередачи. Именно поэтому они не получили пока распространения в расчетной практике. Только в последние годы с внедрением быстродействующих ЭВМ работы в этом направлении рас-щирились с тем, чтобы исключить необходимость перехода от теоретических тарелок к реальным и сразу получать число необходимых реальных тарелок. Цель расчета процесса абсорбции — определение удельного расхода абсорбента, степени извлечения компонентов и числа действительных тарелок. Для более точного расчета размеров аппарата желательно знать величину жидкостных и паровых потоков по высоте абсорбера. [c.307]

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]

В тех случаях, когда удельный расход абсорбента ке задан технологическими условиями, т. е. когда не задана конечная концентрация абсорбента, следует выбирать такое соотношение между поверхностью Р или вообще размерами абсорбера и удельным расходом абсорбента т, при котором удельный расход абсорбента и размеры абсорбера будут вптимальными. [c.483]

Масляная абсорбция. Основана на поглощении углеводородов j и выше керосиновыми фракциями (мол. м. 180-240) при т-ре 10-30 °С и давл. 3,5-7,0 МПа. Метод обеспечивает извлечение 40-50% пропана, 85-90% бутанов и 95-100% газового беизина. Степень выделения целевых компонентов увеличивают, повышая уд. расход абсорбента. Сырой газ подают в ннж. часть абсорбера, регенериров. поглотитель - в верхнюю. Из верх, части аппарата отводят сухой газ, нз нижней - насыш. абсорбент. Последний направляют в абсорбционно-отпарную колонну, где из него удаляют метан и этан. После этого поглотитель поступает в десорбер (для извлечения из него углеводородов С, и выше) регенериров. абсорбент вновь направляют в верх, часть аппарата. [c.478]

Справочник химика 21

Химия и химическая технология