Теоретические тарелки в абсорбер

Простейшей математической моделью является модель без учета кинетики процесса абсорбции. Насадочный абсорбер рассматривается как тарельчатый аппарат с тарелками, имеющими к. п. д., равный 1 (модель 2). Причем число тарелок выбирается равным числу ступеней, эквивалентных одной теоретической тарелке. [c.416]

Наиболее полное извлечение целевого компонента можно получить, если уходящий газ находится в равновесии с поступающей жидкостью. Такое условие выполняется для теоретической тарелки. Количество извлеченного в этом случае компонента составит 0[ун—ур(хи)], где ур(хн) —концентрация газа, равновесная с концентрацией поступающей в абсорбер жидкости Хц. Действительная концентрация уходящего газа больше г/р(хп) и количество фактически извлеченного компонента составляет С(у —ук). [c.79]

Составим материальный баланс сначала для одной теоретической тарелки, потом для двух, затем для трех и т. д., вплоть до п тарелок, т. е. для всего абсорбера. [c.80]

Таким образом (4.28) представляет собой уравнение материального баланса для абсорбера с п теоретическими тарелками и связывает начальную и конечную концентрации целевого компонента в газовой фазе с технологическими параметрами процесса и числом теоретических тарелок. [c.81]

Объем циркулирующего раствора моноэтаноламина должен обеспечивать а) необходимую степень очистки газа при 4—5 теоретических тарелках в абсорбере б) концентрацию кислых газов в насыщенном растворе на выходе из абсорбера не выше 0,3 моль на 1 моль амина в) температуру насыщенного раствора на выходе из абсорбера не выше 50 °С. [c.282]

Прп расчете массообмена в газо-жидкостных контакторах (ректификационных колоннах, абсорберах) используется понятие теоретического равновесного контакта, которое часто определяется как теоретическая тарелка . [c.128]

Высоту аппарата со ступенчатым контактом фаз (тарельчатые абсорберы) можно определять с помощью объемного коэффициента массопередачи, который относят к единице объема газожидкостной смеси на тарелке, или коэффициента массопередачи, отнесенного к единице рабочей площади тарелки. С помощью этих коэффициентов по уравнению массопередачи (15.41) или (15.70) находят общий объем газожидкостной смеси или общую площадь тарелок для проведения данного процесса. Зная объем газожидкостной смеси на одной тарелке, определяют число тарелок в абсорбере. Высоту ступенчатого абсорбера можно определить также методом теоретической ступени (теоретической тарелки) и к.п.д. колонны или методом построения кинетической кривой (см. разд. 15.7). [c.86]

Скорость циркуляции аминового раствора должна обеспечивать необходимую степень очистки газа при 4—5 теоретических тарелках в абсорбере, концентрацию кислых газов в насыщенном растворе на выходе его из абсорбера [c.269]

Для абсорбера с тремя теоретическими тарелками (М = 3) из уравнения (VI. 10) получим [c.207]

Расчет необходимой высоты насадки абсорбера, на поверхности которой происходит абсорбция, может быть выполнен различными методами. Так же как и для тарельчатого абсорбера, может быть найдено число идеальных контактов (число теоретических тарелок), а затем определена высота насадки, эквивалентная одной теоретической тарелке, и общая высота насадки, необходимая для достижения заданного режима абсорбции. [c.232]

Для расчетов пользуются аналитически выведенными уравнениями, которые связывают начальные и конечные концентрации любого компонента газовой смеси. Приведенные ниже уравнения выводятся путем анализа работы абсорберов и десорберов на основе метода теоретической тарелки. Принимается, что на каждой тарелке контактируемые фазы приводятся к условиям равновесия. [c.386]

Для абсорбера с тремя теоретическими тарелками основное уравнение (12.15) имеет вид [c.389]

Для абсорбера с одной теоретической тарелкой уравнение (II 1.8) будет иметь вид [c.197]

Расчет абсорбции нескольких компонентов сложен и еще недостаточно разработан. Основной трудностью является нелинейность систем дифференциальных уравнений, обусловленная тем, что расходы фаз изменяются по высоте абсорбера, причем эти изменения определяются количеством всех поглощенных компонентов. Описанные в литературе методы расчета [1, 4, 12—141 исходят из представления о теоретической тарелке и не учитывают кинетики процесса. При этом невозможно учесть различие в скоростях абсорбции отдельных компонентов в результате расчетная степень извлечения менее растворимых и медленно поглощающихся компонентов оказывается завышенной. [c.291]

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]

Требуется определить составы и расходы сухого газа и насыщенного абсорбента, расход тощего абсорбента, необходимый для извлечения 50% пропана в абсорбере с шестью теоретическими тарелками. [c.140]

Определение высоты абсорбера через высоту, эквивалентную теоретической тарелке. [c.221]

Соответственно отрицательному угловому коэффициенту рабочая линия в данном случае образует с осью абсцисс тупой угол, причем предельная эффективность абсорбера равна одной теоретической тарелке. Следовательно, при прочих равных условиях, достигаемая конечная концентрация абсорбируемого компонента в абсорбенте при прямотоке всегда ниже, чем при противотоке. [c.473]

На рис. 8.7 приведена технологическая схема улавливания аммиака в круговом аммонийно-фосфатном процессе. Газ, освобожденный от смолистых примесей к нафталина, очищается от аммиака в абсорбере 1 эффективностью две-три теоретических тарелки при 40—45 °С. Возможность улавливания при этих температурах — одно из достоинств технологии, так как при улавливании аммиака водой. газ должен охлаждаться до 20—25°С. Хорошая растворимость моиоаммоний-фосфата и диаммонийфосфата в воде (соответственно 3,84 и 4,3 кмоль/м ) позволяет добиться аммиакоемкостн 40—45 г аммнака/дм против 10—25 г/дм при улавливании аммиака водой. Полученный в абсорбере раствор диаммонийфосфата смешивается в насосе 2 с сырым бензолом, который экстрагирует унесенный раствором нафталин и смолистые вещества, отстаивается от раствора диаммонийфосфата в отстойнике 3 и направляется на переработку. Раствор диаммоний-фос( та насосом 4 прокачивается через теплообменник 5, подогреватель 6 и поступает в регенератор 7, работающий под давлением 0,3—0,5 МПа. [c.194]

Первый метод в начальной стадии не отличается от расчета тарельчатых абсорберов. Точно так же, графическим или аналитическим способом, находят число теоретических тарелок, а затем высоту насадки, эквивалентную одной теоретической тарелке. [c.401]

Основная задача расчета пенных абсорберов — определение количества решеток в аппарате и его диаметра или площади поперечного сечения. В этол-i случае нельзя пользоваться методом теоретической тарелки, так как условия массопередачи в пенном аппарате существенно отличаются от таковых в тарельчатых колоннах. [c.410]

При расчетах абсорберов желательно учитывать производственные эксплуатационные данные заводских аппаратов, так как методы расчета абсорберов еще во многом требуют уточнения. Поэтому следует проверить высоту насадки, используя метод теоретической тарелки [109]. [c.389]

На нефтегазовых заводах абсорбция и десорбция углеводородных газовых систем проводятся в тарельчатых колонных аппаратах —абсорберах и десорберах и поэтому в последующем изложении их анализ ведется на основе метода теоретической тарелки. Принимается, что каждая тарелка создает такое различие в составах перемешивающихся на ней фаз, которое отвечает условию их взаимного равновесия. [c.158]

Аналогичным образом можно получить соответствующие уравнения и для двух-, трех- и л-тарелочного абсорбера. Так, для абсорбера с двумя теоретическими тарелками основное уравнение (VI, 6) запишется следующим образом [c.162]

Также для абсорбера с тремя теоретическими тарелками основное уравнение (VI, 6) запишется следующим образом [c.162]

Пусть имеем абсорбер с п теоретическими тарелками (рис. 25, а) (счет тарелок сверху вниз) V — число молей газа-носителя, т. е. газа, в котором содержится целевой компонент, но сам газ-носитель в процессе массообмена не участвует Vn+ — число молей целевого (извлекаемого) компонента в газе-носителе на входе в абсорбер ui —число молей целевого компонента в газе, уходящем из абсорбера ya = Vn+ IV и yK = V jy—соответственно начальная и конечная относительные молярные концентрации целевого компонента в газовой фазе L — число молей свежего (регенериро-нанного) абсорбента /о — число молей целевого компонента в регенерированном абсорбенте — число молей целевого компонента в насыщенном абсорбенте Xn=klL и Хк=-1п1Ь — соответственно начальная и конечная относительные молярные концентрации целевого компонента в жидкой фазе. [c.80]

Входящий в абсорбер газ и уходящий насыщенный абсорбент встречаются в нижнем сечении, т. е. их составы должны удовлетворять уравнению рабочей линии (точка В). В результате нзаимодействия потоков газа и жидкости на нижней тарелке абсорбера образуются равновесные потоки газа и жидкости, составы которых определяются точкой 1 на равновесной кривой. Проведя горизонталь до пересечения в точке 2 с рабочей линией, получим состав жидкости, стекающей с вышерасположенной тарелки. Продолжив аналогичные построения, наконец достигнем точки А, находящейся на рабочей линии, координаты которой определяются составами уходящего из абсорбера газа К, и свежего абсорбента Хд. В данном случае число теоретических тарелок равно пяти. [c.299]

Абсорберы промышленных установок масляной абсорбции обычно имеют 20—30 реальных тарелок, что соответствует семи— десяти теоретическим. Хорошо работают абсорберы с восемью теоретическими тарелками. Из графика Кремсера (см. рис. 26) видно, что увеличение числа теоретических тарелок (выше восьми не приводит к снижению удельной циркуляции абсорбента. Однако при явлениях вспенивания в производственных условиях к. п. д. реальных тарелок резко падает, а следовательно, снижается эффективность процесса. Примем для словий нашей задачи семь теоретических тарелок. В качестве абсорбента в промысловых условиях мол<ет использоваться стабильный конденсат или его фракции. Принимаем в качестве абсорбента стабильный конденсат с молекулярной массой 160. [c.164]

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]

Большинство абсорберов установок масляной абсорбции имеет 20—30 тарелок, что соответствует 7—10 теоретическим тарелкам. Хорошо работают аосор-беры, имеюш,ие восемь теоретических тарелок. Из рис. 73 видно, что при уменьшении скорости циркуляции абсорбента число теоретических тарелок стремится к бесконечности. Увеличение числа тарелок в абсорберах сверх восьми не приводит к уменьшению скорости циркуляции абсорбента. Левая часть кривых рис. 73 представляет собой бесконечное число теоретических тарелок. При угле наклона этих кривых, равном 45°, , = А. Кривые для ограниченного числа тарелок совпадают с кривыми, имеющими наклон, равный 45° С, при некоторых значениях А. [c.134]

Общая эффективность тарелок гликолевого абсорбера находится в пределах 25—40% от теоретической. Большинство конструкторов, учитывая влияние па работу абсорберов вспениваиия и других факторов, которые снижают эффективность абсорбционного процесса гликолевой осушки, принимают число тарелок в абсорберах с запасом. Обычный четырехтарельчатый абсорбер по своим характеристикам примерно эквивалентен абсорберу с одной теоретической тарелкой. [c.232]

Число теоретических тарелок в абсорбере моисет быть определено графическим построением ступенчатой линии между равновесной кривой ОС и оперативной линией АВ, так же как это выполпялось раньше при расчете ректификационных колопн. На рис. 8. 2 приведено это построение. Точка В, лежащая на оперативной прямой, соответствует неравновесному состоянию газовой и жидкой фаз под нижней тарелкой абсорбера. Очевидно, что в результате контакта лшдкости с газом па нижней (первой) тарелке состав газа определится ординатой точки 1, лежащей на кривой разиювесия фаз. [c.227]

Для насадочных абсорберов и десорберов основные размеры могут быть найдены или путем определения числа теоретических тарелок и высоты, эквивалентной одной теоретической тарелке, или путем вычисления поверхности контакта фаз с использованием основного уравнения абсорбции (8. 1). Выбор диаметра и высоты такого аппарата и гидравлический расчет, включающий обоснование гидродинамического режима и определение потери напора, осуществляются с использованием расчетных уравпепий, подробно рассмотренных в 5 седьмой глапы. [c.244]

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]

Ниже рассматриваются методы расчета (для противотока), не связанные с представлением о теоретической тарелке и основанные на численном решении уравнений мa oпepeдaчи Концентрации газа и жидкости будем относить к количествам посту-паюш,их в абсорбер газа и жидкости (0 и д,) и обозначим их через V и X. Нижними индексами / и будем обозначать компонент =А, В, J) и порядковый номер точки или ступени по ходу газа ( =1, 2,. .., п). Связь между мольными долями и выраженными указанным способом концентрациями запишется в виде [c.292]

Были проведены расчетные исследования зависимости стеиени очистки газа от СО2 в абсорбционной колонне К1 от содержания СО2 в сырьевом газе, орошения (доли газа, очищенного от СО2 на цеолитах) и числа теоретических тарелок. На рис. 3.47 приведены полученные завнснмостн прп пяти теоретических тарелках в абсорбере. Расчеты показали, что если в газе, выходящем из абсорбера, содержание СО2 не будет превышать 0,02 %, то прп дальнейшем его разделенпп (по данной схеме) твердая фаза не образуется. Из рисунка следует, что при переработке газа указанного состава (молярная доля СО2 0,16%) достаточно очпстпть от СО2 22-25 % сырьевого газа. [c.212]

Справочник химика 21

Химия и химическая технология