Абсорбенты концентрация

Кривая равновесия задана уравнением С = КХ, где X - концентрация абсорбируемой примеси в абсорбенте, К - константа равновесия. Позиция рабочей линии задана точками а и й по концам аппарата, позиции точек а и Ь определяются качеством очистки газа и степенью регенерации абсорбента (концентрацией извлекаемой примеси в сырье и насыщенном абсорбенте в нижней части колонны - точка о - и концентрацией извлекаемой примеси в очищенном газе и регенерированном абсорбенте в верхней части колонны - точка а). Для решения задачи необходимо получить уравнение рабочей линии по координатам точек а и б Дано значения Ся, Ск, К. [c.46]

При смешении отработанного абсорбента (концентрация Хк) со свежим (концентрация получается абсорбент с промежуточной концентрацией Хсм, определяемой по правилу рычага, а рабочая точка для верхнего сечения (рис.11.20,д) имеет координаты Хсм, Ук- Аналогично, при смешении газов с концентрацией поглощаемого компонента в них Ун и Ук получается некоторая промежуточная концентрация у м, которая вместе с [c.936]

Рассмотрим работу противоточного абсорбера. Обозначим (см. рис. 11.26) Ь и О — жидкостный и газовый потоки в произвольном сечении аппарата х , х , х — абсолютные (на 1 кг фазы абсорбента) концентрации ПК, чистого компонента А и газа-носителя ГН в жидкостном потоке в произвольном се- [c.951]

Процесс десорбции удобно строить в диаграмме у—х (рис. 11.33, б), где у и X — абсолютные концентрации ПК в газовой и жидкой фазах соответственно (0<у< 1 0<х< 1). Допустим, что точка А здесь соответствует насыщенному абсорбенту (концентрация ПК в нем х ), покидающему абсорбер в контакте с исходным газом (при противотоке) состава уд. Естественно, что точка А расположена выше линии равновесия ОС для рабочего давления абс- [c.962]

Пусть в абсорбер (рис. Х-12, а) поступает кг/с газовой смеси с абсолютной концентрацией растворимого (абсорбируемого) компонента А, равной г/ 1 кг/кг смеси. Вследствие растворимости во встречном потоке абсорбента концентрация компонента А [c.469]

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]

Из замораживателя пары воды поступают в абсорбционный аппарат, где абсорбируются концентрированным раствором бромида лития, при этом концентрация резко понижается. Разбавленный раствор абсорбента при помощи насоса направляется через теплообменник к генератору, в котором происходит упаривание абсорбента. Дистиллят, образующийся при конденсации пара из генератора, поступает в сепаратор, где используется для промывки льда. Абсорбент, концентрация которого в растворе восстанавливается при испарении воды до исходной, охлаждается в теплообменниках и самотеком вновь переводится в абсорбер. [c.173]

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]

Пусть в абсорбер 1 (см. рис. 21) поступает газообразная смесь, состоящая из газа-носителя в количестве G и целевого компонента, относительная концентрация которого в газе-носителе составляет С верха абсорбера поступает абсорбент L в смеси с целевым компонентом, относительная концентрация которого составляет хц. Газообразная фаза-носитель и абсорбент в процессе массообмена не изменяются. Изменяется лишь содержание целевого компонента в них. Относительная концентрация целевого компонента в газовой фазе на выходе из абсорбера уменьшается до ук, в жидкой же фазе на выходе из абсорбера увеличивается до Хк. [c.72]

Пусть заданы начальная и конечная концентрации целевого компонента в газовой фазе и начальная концентрация в жидкой фазе. Конечная концентрация целевого компонента в жидкой фазе (абсорбенте) и расход абсорбента должны быть определены. [c.74]

Если предположить, что концентрация целевого компонента в свежем абсорбенте Х]1 = 0, то ур(х ) =0, тогда [c.79]

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]

Грубо регенерированный абсорбент поглощает основную часть влаги из газа в нижней части абсорбера. Частично осушенный газ в верхней части абсорбера контактирует с высоко-концентрированным потоком гликоля, где и достигается требуемая точка росы газа. В этом случае для регенерации насыщенного гликоля используются две колонны — в одной осуществляется грубая регенерация всего потока насыщенного гликоля, в другую направляется только часть грубо регенерированного раствора и доводится в ней до высоких концентраций. [c.143]

Поскольку абсорбент и подлежащий растворению в нем газ не вступают друг с другом в химическую реакцию, то все содержащиеся в газовой смеси компоненты растворяются в абсорбенте согласно их концентрации и коэффициенту растворимости. [c.178]

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]

Здесь С и С — общие (суммарные) концентрации прореагировавшего и непрореагировавшего газа А соответственно у поверхности и в массе жидкости. В то же время величина С выражает суммарную концентрацию при полном насыщении всей массы абсорбента газом А. Значит (С —С ) представляет собой количество газа А, которое может быть поглощено единицей объема основной массы жидкости, имеющей суммарную концентрацию С , до достижения полного насыщения этим газом в условиях химического равновесия в растворе (парциальное давление газа А над раствором должно быть таким, чтобы обеспечить величину концентрации непрореагировавшего газа в растворе А, равновесную с продуктами реакции). [c.71]

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]

Пример У1П-4. В газе, находящемся под давлением 20 атм и содержащем 18,7% N3, 56,3% На и 25% СОа, концентрация двуокиси углерода должна быть снижена до 2. 10- %. Абсорбционную колонну заполняют кольцами Рашига размером 38 мм, она работает при температуре 30 °С. В качестве абсорбента используется раствор, содержащий 2,5 моль/л моноэтаноламина (МЭА). Соотношение количества СО [c.195]

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]

Нефтяной газ давлением 0,14 МПа сжимают компрессором до 2,1— 6,9 МПа (в зависимости от давления природного газа), после чего смесь газов направляют на стадию предварительной обработки (осушка, отделение брызг, тумана, твердых частиц, ири необходимости нагрев). Смешанный поток поступает на мембранную часть установки, работающую при давлении 2,1—6,9 МПа в напорном канале и 0,34—0,96 МПа —в дренажном. Ретант (10—30%-й) после доочистки абсорбционным методом до концентрации СО2 2—3% (об.) направляют потребителю. Пермеат, содержащий более 95% (об.) диоксида углерода, смешивают с выделившимся после регенерации абсорбента газовым потоком и после компримирования вводят в скважину. От 80 до 93% всей [c.299]

Последовательный расчет расходов и составов фаз для всех ступеней продолжается до тех пор, пока концентрация распределяемого компонента в газе не станет равной (или меньшей) его конечной концентрации. Номер этой ступени равен минимальному числу теоретических ступеней п ., при котором может быть достигнута заданная степень извлечения при данном расходе абсорбента. Если составы фаз выражаются в кг/м или кмоль/м , то при численном расчете необходимо находить плотности фаз на всех ступенях. [c.45]

Минимальный расход абсорбента или экстрагента определяют из условия равновесия исходной смеси и выходящего из аппарата раствора. В зависимости от размерности концентраций, используемой для выражения равновесной зависимости, уравнения для расчета минимального расхода абсорбента принимают следующий вид [c.48]

Таким образом, расчет профилей концентраций по высоте абсорбера сводится к решению трехдиагональной системы уравнений материального баланса по каждому из компонентов исходной смеси. В результате решения системы (10—49) получается распределение концентраций компонента в жидкости (абсорбенте). Концентрации в газовой фазе вычисляются по соотношению (10—46). Программа и числовой пример приведены на стр. 267. [c.265]

Собственно абсорбционная осушка углеводородов в газовой фазе осуществляется в результате контакта осушаемого газа с абсорбентом, концентрация которого достигает 99,0-99,9 мае. %. В качестве абсорбентов используют ди- и триэтиленгликоли. Процесс проводят в тарельчатом абсорбере в одну или две ступени. При двухступенчатой осушке в нижней части абсорбера газ контактирует с 99 % абсорбентом, а в верхней - доосушивается абсорбентом концентрацией 99,9 мае. %. При этом достигается экономия энергетических затрат, так как только часть гликоля подвергается глубокой реге- [c.86]

Рис. 4.48. Зависимость стеиеии извлечения RSH от удельного орошения абсорбента. Концентрация Укарсола — 70—75 % мае.

Абсорбент, концентрация, % Содерж.кЗН в обессеренном газе, мг/м Температура абсорбента. Содержание К8Н в товарном газе, мг/м " Сод. К5Н в 11ЬФ на щелочную очистку, кг/ч 1 (с 3-х линий) [c.94]

Решение. В табл. III.3 показан во всех подробностях расчет составов равновесных фаз и величины степени отгона но уравнению (III.29) для температуры t = 150 . Принятая моля])ная стеионь отгона е = О.-ЗО подтвердилась, поскольку суммы концентраций компононтоп и в паровой и в жидкой фазах составили единицу. Концентрация нелетучего абсорбента н равновесной жидкой фазе найдена (но 111.31) [c.99]

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]

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]

За последние годы делалась не одна попытка разработать точные методы расчета осушки газа. Но все они основывались на традиционной идеализации (установление равионесня в процессе массообмена). Вносимые уточнения не могли дать сколько-нибудь ощутимых результатов по целому ряду причин. Для краткости можно ограничиться двумя из них. Во-первых, в условиях разработки месторождений никогда не может быть точных и неизменных исходных данных во-вторых, в процессе расчета при переходе от равновесных условий (теоретическая ступень, теоретическая тарелка) к реальным достаточно произвольно выбирается к. п. д. реальных тарелок. В этих условиях важнее иметь методики, позволяющие так рассчитывать установки, чтобы они стабильно обеспечивали качество товарного газа иа любом этапе разработки месторождения без их коренной (а лучше без всякой) реконструкции. К наиболее легко регулируемым параметрам в процессе эксплуатации установок относятся концентрация абсорбента и скорость его циркуляции. Очевидно, оборудование установок осушки должно быть так спроектировано, чтобы можно было регулировать именно эти параметры. Х1дя этого расчеты должны проводиться не на постоянные, а, [c.144]

Концентрация регенерированного абсорбента определяется по рис. 47 при температуре контакта 30 °С и требуемой точке росы —20 °С xi = 99,5 мае. %. Концентрация насыщенного абсорбента выбирается исходя из практических соображений, а затем проверяется по расчету регенерации абсорбента Х2= = 96 мае. %, В процессе разработки месторождения при увели-чепип влажности газа с падением давления коицептрацню насыщенного абсорбента можно изменять, что позволит поддерживать в определенных пределах скорость циркуляции абсорбента. Это необходимо для обеспечения пормальпого газогидродинамического режима работы тарелок в абсорбере и десорбере. [c.145]

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]

Этот процесс с экономической и экологической точек зрения— один нз лучших. Основной недостаток — значительный расход тепла на регенерацию сорбента, возрастающий с увеличением концентрации диоксида углерода в очищенном газе, а также потери относительно летучего абсорбента, хотя моноэтаноламин недефецитный и недорогой. [c.49]

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 С1 — Сд 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 кйлонны на лежащие выше тарелки. [c.59]

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]

Воздух, содержащий 2,5% Oj, проходит последовательно ряд колпачковых тарелок. Колонну орошает абсорбент, представляющий собой раствор 1 моль/л NaOH. Содержание Oj в воздухе должно быть уменьшено до 0,1%, при этом концентрация щелочи в абсорбенте понижается до 0,5 моль/л. Тарелки имеют диаметр 61 см. Расход газа при рабочих температуре и давлении равен 112 ООО см /сек. Температура в колонне 20 °С, давление под нижней тарелкой 1 атм. Запас жидкости на тарелках, отнесенный к единице поперечного сечения, составляет 11 см /см . [c.201]

Скорость реакции сильно зависит от pH, и в любых экспериментах с рециркуляцией абсорбента необходимо непрерывно поддерживать (путем добавления щелочи) постоянство pH, чтобы константа скорости реакции не изменялась по мере окисления. При обеспечении этого условия скорость не будет зависеть от концентрации ЗОз в пределах ее уменьшения от 0,8 до 0,5 моль1л. [c.254]

Обычно сч итают, что применительно к очистке природного газа мембранные методы эффективны только для удаления основной массы примесей, а для более тонкой доочистки необходимо применять либо методы с использованием химичесюих абсорбентов, либо адсорбционные [13, 41—43, 61, 63]. Авторы [44] оравнили затраты на двухступенчатый мембранный процесс с абсорбционным диэтаноламиновым (ДЭА) при невыгодных для мембранного способа условиях. Оказалось, что даже при такой низкой концентрации СО2 в газе, как 4% (об.), затраты на эти процессы сравнимы. В табл. 8.11 приведено сравнение затрат (в ценах 1983 г.) на очистку 3350 м ч природного газа, находящегося под давлением 7,7 МПа и содержащего 8% (об.) диоксида углерода. [c.295]

Здесь М — массовый поток распределяемого компо нента из газовой фазы в жидкую во всем аппарате Обычно в качестве исходных данных при проектиро ваини задаются расход и состав исходной смеси конечная концентрация разделяемой смеси или сте пень извлечения распределяемого компонента, на чальный состав абсорбента или экстрагента. Тогда [c.43]

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]