Абсорбция абсорбента концентрация

Очистку газа методом физической абсорбции целесообразно осуществлять только при средних и высоких парциальных давлениях кислых компонентов газа. При низких парциальных давлениях степень извлечения кислых компонентов невелика. Растворимость извлекаемых компонентов в абсорбенте можно повысить в некоторой степени путем повышения давления в абсорбере, но при этом одновременно увеличивается растворимость углеводородных компонентов газа и, следовательно, селективность процесса будет оставаться низкой. Кислые газы, получаемые на стадии регенерации и используемые обычно для получения серы, содержат в этом случае большое количество углеводородов, что нежелательно для процесса Клауса. Повысить концентрацию кислых компонентов можно ступенчатой дегазацией насыщенного абсорбента с постепенным понижением давления, но в газах дегазации, как правило, помимо углеводородов присутствуют сероводород и диоксид углерода, и [c.42]

Контроль работы блока абсорбции. На степень поглощения сероводорода из циркуляционного газа, кроме параметров технологического режима абсорбера (температура абсорбции, давление в абсорбере, количество подаваемого в абсорбер абсорбента), большое влияние оказывает качество абсорбента концентрация моноэтаноламина в растворе абсорбента и содержание в нем сульфидов, остающихся после регенерации абсорбента в десорбере. Поэтому в свежем растворе абсорбента при приготовлении его в емкости свежего раствора определяют концентрацию моноэтаноламина, а в циркулирующем растворе моноэтаноламина до абсорбера и после абсорбера периодически проверяют концентрацию моноэтаноламина и содержание сульфидов. [c.119]

Задача X. 1. Определить минимальный расход абсорбента при абсорбции аммиака водой в Насадочной колонне. Расход инертного газа О — 120 кмоль1ч концентрация аммиака в газе начальная У1 = 0,0309 кмоль/кмоль-, конечная Уг = 0,0016 кмоль/кмоль-, конечная равновесная концентрация аммиака в жидкости [c.350]

При получении азотной кислоты в установках, работающих под давлением, близком к атмосферному, переработку окислов азота выгодно проводить не выше, чем на 90—92%. Стремление к достижению более высокой степени переработки приводит к чрезмерному увеличению объема абсорбционной зоны, так как скорость реакции окисления N0 0 уменьшением ее концентрации резко снижается. Поглощение окислов азота, оставшихся не переработанными в азотную кислоту, осуществляют щелочными растворами. Теоретически для полного поглощения окислов азота раствором щелочи достаточно окислить их на 50%. В этом случае абсорбция не сопровождается (как при кислотном поглощении) выделением N0. Щелочная абсорбция окислов азота применяется пе только с целью увеличения степени использования окислов азота, по также и для обезвреживания выхлопных газов. В качестве абсорбента большей частью применяют раствор соды, иногда раствор. едкого натра, известковое молоко и др. [c.290]

В состоянии термодинамического равновесия скорости процессов абсорбции и десорбции, постоянно протекающих на границе раздела газ—жидкость, оказываются равными (см. 1.4.1). Это равенство определяет равновесную связь парциального давления компонента в газовой (паровой) фазе и концентрации компонента в растворе при данных температуре и давлении. Эта связь носит название изотермы фазового равновесия. Вид изотерм фазовых равновесий газ (пар)—жидкость является основой для выбора поглотителя (абсорбента) при разделении газовых смесей абсорбцией либо для определения возможности такого разделения при заданном поглотителе. Для того, чтобы скорость абсорбции превышала скорость десорбции на поверхности раздела фаз, т. е. протекал процесс поглощения газового компонента жидкостью, необходимо, чтобы в течение всего времени контакта парциальное давление компонента в газовой фазе превышало его равновесное парциальное давление над поглотителем при данной температуре. Равновесное парциальное давление зависит от концентрации компонента в жидкости, а она в процессе поглощения возрастает. Это означает, что поглотитель, поступающий на абсорбцию, должен и в начале, и в конце процесса содержать такое количество абсорбируемого компонента, которое обеспечивает выполнение условия абсорбции. Максимальная концентрация компонента в поглотителе, которая по условиям равновесия соответствует входной концентрации компонента в газе, называется поглотительной способностью. Чем выше поглотительная способность абсорбента по отношению к данному компоненту, тем меньшее количество его необходимо для полного поглощения компонента из газовой фазы. [c.39]

Компоненты, поглощенные в процессе абсорбции, должны быть выделены из насыщенного абсорбента в процессе десорбции. В результате десорбции получаются целевые компоненты в виде продукта и регенерированный абсорбент, возвращаемый в процесс абсорбции. Чем полнее отпарены целевые компоненты из абсорбента, тем выще коэффициент извлечения их в процессе абсорбции. Чтобы целевые компоненты могли перейти в процессе десорбции из насыщенного абсорбента в газовую фазу, концентрация их в ней должна быть ниже равновесной. Для этого в десорбер подают инертный отпарной газ, не содержащий целевых компонентов и (или) подводят теплоту в нижнюю часть десорбера. [c.85]

Большинство химических реакций протекает обратимо (см. раздел 3.1) и их равновесие определяется температурой абсорбции и концентрацией реагентов по необратимым реакциям образуется лишь небольшое количество побочных продуктов (см. раздел 4). Физическая абсорбция компонентов газа обусловлена, по-видимому, их солюбилизацией в поверхностно-активных растворах ЭА она увеличивается с ростом давления и снижением температуры в системе [4, 11, 18]. Скорость поглощения газов, в общем, определяется длительностью диффузии их молекул меж-фазной поверхности, преодоления межфазной границы и движения в жидкой фазе абсорбента до эффективного столкновения с молекулами ЭА, т.е. скоростью массопередачи [12, 41, 42]. [c.13]

Технологические схемы, в которых окисление Н2З происходит на стадии щелочной абсорбции, имеют ограниченное применение. Такие схемы рационально использовать для очистки газов или с низкой концентрацией Н2З, или на установках малой мощности по обрабатываемому газу, так как для окисления Н2З на стадии абсорбции абсорбент должен содержать такое количество окислителя, которое достаточно для окисления всего НаЗ, поступающего с газом на очистку. Это требование неизбежно приводит к необходимости применять для обработки газа поглотительные растворы с высокой концентрацией окислителя, что увеличивает стоимость поглотительных растворов и требует дополнительных затрат на проведение специальных мероприятий, уменьшающих потери растворов при эксплуатации установок. [c.120]

Способ был уже подробно рассмотрен, когда речь шла о переработке природного газа. В данном случае он применяется или для концентрации жидкой составной части (Сз и С4 — углеводороды) крекинг-газа, или для отделения водорода и метана. Этим очень сильно облегчается дальнейшее разделение сконцентрированной таким образом углеводородной смеси. Принцип разделения основан на том, что углеводородная смесь вступает в контакт с промывочным маслом (абсорбентом) при таких условиях температуры и давления, при которых метан и водород в нем не растворяются и удаляются из установки. Свободный от метана и водорода газ, абсорбированный маслом, выделяют из последнего нагревом и затем разделяют. Табл. 39 показывает результат разделения пирогаза путем абсорбции при комнатной температуре и давлении 20 ат. [c.72]

Во многих работах, посвященных химически активным абсорбентам, процесс абсорбции рассматривали так же, как и при чисто физической абсорбции, но с переменными коэффициентами массопередачи в жидкой фазе, зависящими от химического равновесия, концентрации и природы реагента. Типичной является работа Шервуда и Пигфорда , касающаяся абсорбции двуокиси углерода растворами углекислого натрия. По мере протекания абсорбции карбонат превращается в бикарбонат. Равновесие этой системы определяется следующим чисто эмпирическим уравнением [c.187]

Второе применение уравнения практически важно в тех случаях, когда прямое определение k a по данным физической абсорбции затруднено. Это может быть при достижении на одном из концов колонны условий, весьма близких к равновесным, что требует крайне точного измерения концентрации для определения k a. Тогда к жидкости следует добавить реагент такого типа и концентрации, чтобы масса жидкости поддерживалась в состоянии равновесия (предпочтительнее — с нулевой концентрацией непрореагировавшего растворенного газа) без заметного протекания реакции в диффузионной пленке. Надо лишь проявлять осторожность при выборе абсорбента с тем, чтобы обеспечить одновременное выполнение обоих условий. [c.189]

Влияние состава газовой фазы на скорость процесса. II Значение гидродинамики жидкой и газовой фаз для скорости абсорбции. III Влияние химического состава и концентрации абсорбента на скорость абсорбции. IV Влияние температуры на скорость абсорбции. [c.272]

При практически полной очистке природного газа от Н З (не более 20 мг/м ), Oj (не более 0,02 % мол.) и OS (следы), степень извлечения тиолов зависела от концентрации абсорбента (рис. 3.1), а также от удельного орошения и температуры. Оказалось, что она растет с увеличением L/G и снижается с повышением температуры абсорбции. Результаты анализа газов на содержание тиолов приведены в табл. 3.5. [c.60]

Испытания технологии проведены на опытно-промышленной установке, смонтированной на Бавлинской блочной установке сероочистки [20], использующей в качестве абсорбента раствор моноэтаноламина. В результате регенерации абсорбента образуются кислые газы в количестве 60 мУч со средней объемной концентрацией сероводорода 40%. Диаметр абсорбера на установке утилизации кислых газов равен 1,2 м. В абсорбер коаксиально вставлена труба диаметром 0,7 м, разделяющая зоны абсорбции и регенерации. Воздух в количестве 240...300 подавался компрессором через распределители в пространство между центральной трубой и корпусом. За счет разности плотностей газожидкостной смеси между зонами осуществлялась циркуляция абсорбента, причем в зоне абсорбции он двигался в противоположном направлении относительно кислых газов. [c.142]

При испытаниях использовался абсорбент с исходной концентрацией железа 7 г/л. В дальнейшем при снижении температуры атмосферного воздуха ниже нуля раствор переводили в зимнюю форму добавлением этиленгликоля. При этом концентрация железа снижалась до 4 г/л. В обоих случаях достигалась полная очистка кислых газов от сероводорода при высоте столба абсорбента 4 м сероводород на выходе установки на обнаруживался. В период испытаний температура атмосферного воздуха изменялась от -10 до +10°С, однако температура абсорбента за счет тепла реакции превышала 25°С, что позволяло поддерживать высокую скорость реакций на стадиях абсорбции и регенерации. [c.142]

Процесс абсорбции протекает тогда, когда парциальное давле- ние или концентрация извлекаемого компонента в газовой смеси больше, чем в абсорбенте. Чем больше эта разность, тем интен- [c.136]

К] тем меньше, чем ниже концентрация этого компонента в абсорбенте на входе Хо и чем больше фактор абсорбции А. Последний же тем больше, как это следует из выражения (XV,4), чем больше расход абсорбента L и меньше константа равновесия К- Таким образом, понижение температуры процесса благоприятствует абсорбции (меньше /С). [c.298]

Процесс абсорбции протекает тогда, когда парциальное давление или концентрация извлекаемого компонента в газовой смеси больше, чем в абсорбенте. Чем больше эта разность, тем интенсивнее переход компонента из газовой смеси в жидкость (абсорбент). Когда парциальное давление или концентрация компонента в жидкости больше, чем в газовой смеси, происходит десорбция — выделение растворенного газа из раствора. [c.157]

Особенно часто это несоответствие обнаруживается "при абсорбции (десорбции), сопровождаемой химической реакцией. Чтобы выполнялось условие независимости- коэффициента массопередачи от концентрации абсорбента, для таких случаев предложен [248, 334, 335] метод расчета движущей силы, включающий равновесное давление поглощаемого компонента на границе раздела фаз Рр при данных гидродинамических условиях (причем при абсорбции Рр > [c.142]

Таким образом, наилучшей поглощающей способностью будет обладать абсорбент с минимальным равновесным давлением над ним оксида серы (VI) и паров воды. Этому условию в максимальной степени удовлетворяет азеотроп серной кислоты концентрацией 98,3%. Использование серной кислоты более низкой концентрации приводит к интенсивному образованию тумана, а применение 100% -ной кислоты или олеума к снижению степени абсорбции. На рис. 13.15 представлена зависимость скорости абсорбции оксида серы (VI) от концентрации серной кислоты, используемой в качестве абсорбента. [c.171]

Задача Х.З. В насадочной колонне происходит абсорбция аммиака водой из воздуха от начальной концентрации yi = 0,05 до конечной у2 = 0,0027. Расход газа, определенный при нормальных условиях, составляет ( об = 10 000 м /ч. Начальная концентрация аммиака в абсорбенте 0,2%- Расход абсорбента в 1,2 раза больще минимального. Абсорбция происходит при 20° С и атмосферном давлении. Определить расход воды и построить рабочую и равновесную линии в координатах V, X. Равновесные данные [c.350]

При неизменном значении движущей силы процесса оказывается возможным увеличение концентрации компонента в жидкой фазе и, следовательно значительное уменьщение объема абсорбента и сокращение расходов на перекачку, нагревание и охлаждение последнего - в расчете на производимый продукт почти пропорционально увеличению давления абсорбции. Это справедливо для процессов, основанных на физической абсорбции. При хемосорбции емкость поглотителя определяется содержанием в последнем веществ, связывающих сорбируемые вещества, при круговой [c.160]

Найдя. отсюда значение Сг и подставив его в уравнение (УИ-215), получим окончательное уравнение для скорости абсорбции в зависимости от концентрации абсорбента Ст [c.583]

Следовательно, при Ст>Ст.кр скорость абсорбции не зависит от концентрации абсорбента. Тогда и сопротивление массопередаче имеет место только на стороне газа (р = 0). [c.583]

С изменением удельного расхода абсорбента L/G при абсорбции или удельного расхода GjL десорбирующего агента (обычно водяной пар) при десорбции угол наклона оперативной линии изменяется и соответственно меняется число теоретических тарелок или ступеней изменения концентрации. [c.386]

ЭПП испытан в процессах абсорбции газообразных примесей и очистки газов от пыли испытания показали эффективность ЭПП как газоочистителя. Например, ЭПП производительностью 1500— 2200 м /ч по газу был использован для улавливания двуокиси селена из газов, получающихся при переработке шламов окислительным обжигом в шахтных печах. Абсорбентом служил содовый м-створ концентрацией 50—100 г/л. В системе, включающей три эж№-ционно-пенных промывателя, была достигнута высокая степень абсорбции двуокиси селена — до 97% с получением растворов, богатых селеном (60—80 г/л) и пригодных для дальнейшей переработки на товарный селен. Гидравлическое сопротивление одного апнарата составляло 1470—2500 Па. [c.265]

Условия очистки моноэтаноламином зависят от содержания двуокиси углерода в газе, от требований к качеству очищенного газа и подбираются отдельно для каждой системы. Влияние основных факторов на абсорбцию двуокиси углерода раствором МЭА следующее. С увеличением общего давления возрастает движущая сила абсорбции и процесс идет эффективнее. При содержании в сырьевой смеси менее 10 объемн. % СОг парциальное давление двуокиси углерода не влияет на скорость абсорбции. Повыщение концентрации раствора МЭА с 0,03 до 0,3 г/м заметно увеличивает скорость абсорбции, но дальнейшее повышение увеличивает вязкость абсорбента т снижает скорость процесса. С ростом темнературы ухменьшается эффективность абсорбции, так как снижается растворимость газа в абсорбенте. [c.36]

Величина Ррг — Pp=Pi характеризует диффузионное сопротивление жидкой фазы, зависящее от физико-химических и гидродинамических условий проведения процесса. Для абсорбции, сопровождающейся необратимой химической реакцией, Рр = 0 и Ppi = Pi. Величина Ppj может быть найдена по экспериментальным данным зависимости скорости абсорбции от концентрации абсорбента и аб-сорбтива в жидкой и газовой фазах соответственно. При выражении движущей силы через разность р — Рр обнаруживается линейная зависимость между скоростью абсорбции и этой разностью. С изменением гидродинамической обстановки будет соответственно изменяться разность между давлениями Ppj и Рр. [c.107]

Задаваясь произвольно концентрацией х между концентрациями хн И Хк, можно найти температуру абсорбента в любом сечении абсорбера и вычислить среднюю температуру абсорбции. В случае, если теплота абсорбции достаточно велика, повышение средней температуры абсорбции может помешать достижению требуемого извлечения целевых компонентов. В этом случае необходим промежуточный отвод теплоты, т. е. в одном-двух сечениях аппарата абсорбент охлаждается для отжения его температуры. [c.76]

Потребная циркуляция абсорбента ири химической абсорб-нни прямо пропорциональна концентрации кислых компонентов в очищаемом газе при физической абсорбции она постоянна и ке зависит от исходной концентрации кислых компонентов. При содержании кислых компонентов в природном газе до 3—4% потребная циркуляция химического абсорбента меньше, чем (Ьнзического при содержаниях более 3—4% циркуляция хими- еского абсорбента больше, чем физического. Эта разница тем больше, чем выше копцептрация кислых компонентов в исход- ом газе. В соответствии с этим в первом приближении процессы химической абсорбции целесообразно применять при низком содержании кислых компонентов в исходном газе при высоком содержании целесообразнее процессы физической абсорбции. [c.170]

Принципиальная технологическая схема процессов химической абсорбции не отличается от обычной схемы абсорбционного процесса. Однар(0 в конкретных условиях в зависимости от количества кислых газов в очищаемом газе, наличия примесей, при особых требованиях к степени очистки, к качеству кислого газа, и других факторов технологические схемы могут сун ест-венно отличаться. Так, например, при использовании аминных процессов при очистке газов газоконденсатных месторождений под высоким давлением и с высокой концентрацией кислых компонентов широко используется схема с разветвленными потоками абсорбента (рис. 53), позволяющая сократить капитальные вложения и в некоторой степени эксплуатационные затраты. Высокая концентрация кислых комионентов требует больших объемов циркуляции поглотительного раствора. Это не только вызывает рост энергетических затрат на перекачку и регенерацию абсорбента, но и требует больших объемов массообменных аппаратов, т. е. увеличения капитальнрлх вложений. Вместе с тем из практики известно, что в силу высоких скоростей реакций аминов с кислыми газами основная очистка газа происходит на первых по ходу очищаемого газа пяти—десяти реальных таре, 1-ках абсорбера на последующих тарелках идет тонкая доочистка. Этот факт послужил основанием для подачи основного количества грубо регенерированного абсорбента в середину абсорбера, а в верхнюю часть абсорбера — меньшей части глубоко-регенерированного абсорбента. Это позволило использовать абсорбер переменного сечения (нижняя часть большего диаметра, верхняя — меньшего), что снизило металлозатраты, а также сократить затраты энергии за счет глубокой регенерации только части абсорбента. [c.171]

Абсорбция НаЗ и СОа этаноламипами целесообразна, когда концентрация этих примесей в газе не превышает 2—2,5 мол. %. При более высоких концентрациях выгодно применение таких дешевых абсорбентов, как вода или водные растворы карбонатов натрия (Г а СОз) или калия (К2СО3) — поташа. Подобные абсорбенты обычно используют для предварительной очистки газов с доведением концентрации Н З и СО до 2—2,5 мол. %, а окончательная их очистка от Н38 и СО2 осуществляется этаноламипами. [c.162]

Пример 1. Абсорбцию ггяров я-гекс,чна из смеси с метаном предполагается производить парафинистым поглотительным маслом, содержащим 1 мол. % гексана. Концентрация гексана в исходной смеси 18 мол %, ее расход 0,1 кмоль/с. Определить а) максимально возможную степень извлечения б) необходимое число теоретических ступеней прн степени извлечения х = 0,956 и расходе абсорбента 0,07 кмоль/с. Расчет числа теоретических ступеней провести численно и графически. [c.45]

Примером процесса, который, часто протекает в неизотермических условиях, является абсорбция. Возможная схема расчета степени извлечения при заданном числе теоретических ступеней в условиях неизотермической абсорбции приведена на рис. 111.4. При этом методе расчета сначала задаются конечным составом (или степенью извлечения) и температурой выходящего газа. Затем по уравнениям материального и теплового баланса находят конечные параметры абсорбента. Далее проводят последовательный расчет расходов, составов и температур для всех ступеней (на рис. III.4, как и на рис. 111.1, б, отсчет ступеней ведется снизу — от входа газа). Полученные значения конечной концентрации и температуры газа сравнивают со значениями, которыми задались в начале расчета. Если расхождение значительно, расчет повторяют. Каждую новую итерацию можно начинать, принимая степеР1Ь извлечения и конечную температуру газа равными соответствующим значениям, полученным в предыдущей итерации. [c.46]

Как видно из результатов расчета, при проведении данного процесса абсорбции в аппарате, эквивалентном двум теоретическим ступеням, в адиабатических условиях конечная концентрация гексана в газе составила 0,02461 мол. доли, что соответствует степени извлечения 88,5 %. Эта степень извлечения намного ниже достигаемой в изотермических условиях (см. пример 1). При этом абсорбент в апнарато нагревается до 44,3 °С, а газ — до 35 °С. [c.48]

Прямоточная схема взаимодействия веществ в про- . 1 1 1 цессе абсорбции показана I У на рис. 12-2, а. В этом случае потоки газа и абсорбента движутся параллельно друг другу при этом газ с большей концентрацией распределяемого вещества приводится в контакт с жидкостью, имеющей меньшую концентрацию расцределяе-мого вещества, а газ с [c.285]

Рассчитанные 3dbH HM0 Tii степени очистки газа от соотношения потоков абсорбента, приведенные на рис, 9, показывают, что для достижения максимально возможной степени очистки 0,989 по двухпоточной схеме необходимо увеличить верхний охлаждаемый поток абсорбента до 120 N /ч. По второму варианту схемы оптимальным количеством рециркулирующего раствора является 200 м /ч. Увеличение доли рециркулируемого абсорбента выше 200 м /ч практически не оказывает влияния на степень очистки, так как с повышением кратности рециркуляции увеличивается концентрация бикарбоната в растворе, поступающем на абсорбцию в середину колонны, и это снижает скорость химической реакции и общий коэффициент массопередачи. Увеличение степени очистки конвертированного газа от двуокиси углерода позволит снизить расход технического водорода на стадии метанизации приблизительно до 500 т /год, что соответствует с учетом затрат на внедрение предлагаемых мероприятий экономическому эффекту в 56,7 и 21,5 тыс. руб/год соответственно. [c.164]

Нели же при ТОМ же давлении содержание иропана повысить до 9 мол."и, то поглотительные способности угля и углеводородов С, окажутся практически одинаков1)1ми . Гиперсорбцией можно отделить углеводородную часть газа от азота, выделить ацетилен и т. д. Применительно к легким углеводородам (наиример, С. ) поглотительная способность угольного адсорбента значительпо выше, чем жидкого углеводородного абсорбента. Однако тяжелые компоненты, особенно нрн большой их концентрации в исходной смеси, гораздо лс1 че и дешевле отделтт) абсорбцией, так как адсорбция их углем сопровождается быстрой его дезактивацией, вызванной трудностью отпаркп адсорбента. [c.319]

При изотермической абсорбции минимальный расход абсорбента мин определяется из уравнения (X. 1) или. (Х.2) путем подста- новки значения конечной концентрации компонента А в жидкости, равновесной его начальной концентрации в газе. Для противоточного процесса из уравнений (Х.1) и (Х.2) получим [c.327]

Пример X. 2. Определить высоту насадки в колонне для абсорбции двуокиси углерода водой при следующих условиях среднее давление р= 15,5 ат средняя температура / = 25° С расход газа (при нормальных условиях) на входе V = 4430 л /ч на выходе 2 = 2965 Л1 ч содержание СОг в газе на входе i/i = 0,297 на выходе уг = 0,009 концентрация СОг в абсорбенте на входе Сг = = 0,025 кг м на выходе i = 4,250 кг1м диаметр колонны к= = 2150 мм тип насадки — кольца Рашига 75 X 75 X Ю мм, загруженные внавал. [c.333]

Пример Х.4. в колонне с насадкой из колец Рашига происходит водная абсорбция двуокиси серы из ее смеси с воздухом. Колонна работает при следующих условиях расход газа V = = 3000 мУч концентрация SO2 в газе на входе t/i = 0,04 на выходе уг = 0,005 концентрация SO2 в растворе на входе в колонну Хг = 0 расход абсорбента L=1,16-Lmhh средняя температура в колонне t = 20° С диаметр колонны = 1,26 м. [c.338]

Задача X. 6. Определить концентрации на поверхности раздела фаз при абсорбции двуокиси серы водой из смеси с воздухом. Колонна работает при следующих условиях начальная концентрация ЗОз г/, = 0,06 конечная концентрация /2 = 0,01 расход газа Q = 455 кг/ч расход абсорбента в 2 раза больше минимального диаметр колонны к == 740 мм] тип насадки — кольца Рашига 25 X 25 X 2 мм. Абсорбция происходит при 30° С и атмосферном давлении. Даны коэффициенты массоотдачи кт = = 1,2 кмоль м ч- (Дг/)" А = 28,8 кмоль м ч (Ад )" ирав-, новесные данные [c.351]

На рис. Х1-33 представлена схема одноступеичатой абсорбции с частичной рециркуляцией абсорбента. Часть жидкости концентрацией Х. отбирается из нижней части колонны в качестве конечного продукта, а другая ее часть возвращается насосом на верх колонны, где жидкость присоединяется к поглотителю, имеющему начальную концентрацию Х . В результате образуется смесь, концентрация которой равна причем Х ы > А . [c.468]

Справочник химика 21

Химия и химическая технология