Процессы и аппараты нефтегазо- переработки. процессы и аппараты химической и нефтехимической технологии куиии д., Левеншпиль о

• Название: процессы и аппараты химической и нефтехимической технологии куиии д., Левеншпиль о
• Анкор: Процессы и аппараты нефтегазо- переработки.docx
• Дата: 05.05.2018
• Размер: 2.36 Mb.
• Имя файла: Процессы и аппараты нефтегазо- переработки.docx
• Тип: Документы; #18896
• страница: 44 из 60

Ар = Др_с -|- Ар_ж -(- Ар_д (XIV,93)

Сопротивление сухой тарелки определяют по уравнению

(XIV,94)

Коэффициент сопротивления сухой тарелки £ получают при продувке модели тарелки. В первом приближении величину коэффициента £ можно рассчитать по уравнениям гидравлики как сумму коэффициентов местных сопротивлений, учитывающих изменение направления движения потока пара, а также живыхсечений при прохождении через каналы тарелки. Ниже приведены средние величины коэффициента \ для некоторых типов тарелок:

V2gJr- 65

/г 75

626.•‘-ЬНД* 184

222

Г,, 227

-(АЛ 247

S 340

V 354

3425. 
      
      
3426. 
      с перегородками 2,35—2,90
      
3427. 
      * То — свободное сечение тарелки, м²/м².
      
3428. 
      Сопротивление слоя жидкости на тарелке Лр_ж определяют по формуле
      
3429. 
      Др_ж —Кгржё^ж (XIV,95)
      
3430. 
      Коэффициент аэрации К_г находят в зависимости от типа тарелки и свойств парожидкостной системы. Составляющую сопротивления Др„ определяют по уравнению
      
3431. 
      Лра = о/О-идр (XIV, 96)
      
3432. 
      где г_глДр — гидравлический радиус отверстий, через которые пар выходит в жидкость (см. гл. II).
      
3433. 
      Обычно величина Ар_а значительно меньше других составляющих общего сопротивления тарелки.
      
3434. 
      Тарелки провального типа.
      
3435. 
      Для тарелок провального типа их основные размеры — диаметр тарелки (колонны) £>_к, расстояние между тарелками Я_т, свободное сечение — взаимосвязаны
      
3436. 
      Рис. XIV-32. Схема для гидравлического расчета тарелок провального типа.
      
3437. 
      
      1 +
      
      
      %оШж° фЧРж/Рп
      
      
      У
      
      
      рп
      
      Рж
      
      
      0,25
      
      
      +
      
      
      4-(-3- V
      
      
      Рп
      
      Рж
      
      
      0,5'
      
      
      (XIV,97)
      
      весьма жестко. Схема для расчета этого типа тарелок дана на рис. XIV-32. Скорость пара в колонне с провальными тарелками можно рассчитать по уравнению
      
3438. 
      
      (XIV,102)
      
      где р_ж — вязкость жидкости, мПа-с; <р₀ — свободное сечение тарелки, м²/м²; В — коэффициент, имеющий следующие значения при минимальной и рабочей скорости пара:
      

V2gJr- 65

/г 75

626.•‘-ЬНД* 184

222

Г,, 227

-(АЛ 247

S 340

V 354

3439. 
      
      
3440. 
      Г лава XV
      
3441. 
      Абсорбция и десорбция
      

1. 
   СУЩНОСТЬ ПРОЦЕССОВ АБСОРБЦИИ И ДЕСОРБЦИИ
   

3442. 
      Абсорбция — процесс избирательного поглощения компонентов газовой смеси жидким поглотителем (абсорбентом). Процесс выделения из абсорбента поглощенных компонентов газа называется десорбцией.
      
3443. 
      В отличие от ректификации процесс абсорбции происходит в основном однонаправленно, т. е. из газа извлекаются соответствующие компоненты, а из абсорбента в газовую фазу они практически не переходят. Аналогичное замечание относится и к десорбции.
      
3444. 
      В нефте- и газоперерабатывающей промышленности процесс абсорбции применяют для разделения, осушки и очистки углеводородных газов. Из природных и попутных газов извлекают этан, пропан, бутан и компоненты бензина, сероводород (хемосорбция ¹¹), разделяют газы пиролиза и каталитического крекинга и т. п.
      
3445. 
      Схематически процесс абсорбции (десорбции) представлен на рис. XV-1.
      
3446. 
      Для осуществления процесса абсорбции необходимо, чтобы парциальное давление извлекаемого компонента в газовой фазе р_г было больше, чем в абсорбенте р_ж. Разность этих давлений Ар =_: р_г — р_ж определяет движущую силу процесса абсорбции. При АР > 0 происходит процесс абсорбции, при АР <0 — процесс десорбции. Процесс абсорбции (десорбции) прекращается, когда система достигает состояния равновесия, т. е. р_г —
      
3447. 
      Рг Рж-
      
3448. 
      Поскольку парциальное давление компонента пропорционально его концентрации, движущую силу при абсорбции (десорбции) можно измерять также разностью концентраций в газовой "и жидкой фазах: А у' = у' — у’* или Ах' = х'* —х' (см. гл. XII).
      
3449. 
      

      	G	GGn+л
      	Ос	GiGn+i	Gi
      х\ =	L	LL0	U
      	Li	Li L	Li

      
      
      Основное уравнение массопередачи при абсорбции имеет вид М ---= Крр (рг —рг) ----- KyF (у' — у*) =-KxF (X * xj) (XV,1)
      
3450. 
      Обычно абсорбент подбирают таким образом, что его можно считать практически нелетучим в условиях процесса абсорбции.
      
3451. 
      
      838. 
           
           
      
      
      839. 
           Жидкость (абсорбент)
           
      
      
      840. 
           Рис. XV-1. Схема обмена компонентами между газом и абсорбентом.
           
      
      
      
3452. 
      
      Gtt+i _v
      
      Gt ¹
      
      
      LiYi L„
      
      К fit G_n+1 ^Л1
      
      Уравнение равновесия относительно приведенных концентраций запишется следующим образом:
      
3453. 
      или
      
3454. 
      Входящий в это выражение комплекс величин
      
3455. 
      LilKfii = Ai (XV,4)
      
3456. 
      называется фактором абсорбции, а
      
3457. 
      L₀/Q„i = l (XV,4а)
      
3458. 
      удельным расходом абсорбента.
      
3459. 
      Таким^образом уравнение равновесия примет следующий вид:
      
3460. 
      А,У [ = IX i (XV,5)
      
3461. 
      Материальный баланс абсорбера в приведенных концентрациях запишется так:
      
3462. 
      G,m (Y_ll+i - Y,) =--= Ц (Х_п - X₀) (XV,6)
      
3463. 
      или
      
3464. 
      
      (XV,7)
      
      
      (XV,8)
      
      Y,_l+1 - Kj = l (Х_п - Х_й) Откуда удельный расход абсорбента
      
3465. 
      , Y_n+1 - К,
      
3466. 
      “ Х„--Хо
      
3467. 
      При идеальной подготовке абсорбента Х₀ 0.
      
3468. 
      Если вместо Х₀ и Х_п в уравнение (XV,7) подставить их выражения через концентрации газовой равновесной фазы Y₀ и Y_п, то получим
      
3469. 
      у_н ^К/,+1 + ^A°^Y° (XV,9)
      
3470. 
      Для произвольной i-й тарелки абсорбера (рис. XV-3) материальный баланс запишется следующим образом:
      
3471. 
      (Y_Ul-Y_t)
      
3472. 
      или
      
3473. 
      l(X,

X,__t)=Y_l+1-Y_i

Откуда


AiY_l-A,._lYi.₁=Y_M-Y_l

Y (•+! + A^Yt-x


Yi


1 + At


(XV,10)

Вместо X_t и X_t_x подставим их выражения из уравнения равновесия, т. е.

Это уравнение связывает составы газа на двух смежных тарелках абсорбера. Чтобы выяснить влияние основных факторов на про-

к, =


И,


■А_лУ_а


1 + А₁


(XV, II)

цесс абсорбции, рассмотрим работу однотарельчатого абсорбера (г = 1). Тогда из уравнения (XV, 10) следует, что

Из рассмотрения этого выражения вытекает, что содержание извлекаемого компонента в потоке газа на выходе из абсорбера

Yt

К] тем меньше, чем ниже концентрация этого компонента в абсорбенте на входе Х₀ и чем больше фактор абсорбции А. ГЬследнии 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 /().

Материальный баланс для нижней части абсорбера (рис. XV-3) запишется в следующем виде^- .

On+Xi + L₀X_n -G_n+iY_n+i L_aXi 4

Рис. XV-3. Схема потоков для нижней части абсорбера.

Ц

X

i-i+ ⁼ + ^{+ в (XV}’¹²⁾

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,7) — общего материального баланса абсорбера.

В системе координат X—Y уравнение (XV, 12) представляет собой прямую АВ (рис. XV-4). С увеличением расхода абсорбента угол наклона рабочей линии увеличивается (прямая АВ_Х).

3. 
   РАСЧЕТ ЧИСЛА ТЕОРЕТИЧЕСКИХ ТАРЕЛОК В АБСОРБЕРЕ
   

3486. 
      Процесс абсорбции может происходить в том случае, если рабочая концентрация компонента в газе выше равновесной. Следовательно, рабочая линия должна располагаться выше равновесной (рис. XV-4).
      
3487. 
      Число теоретических тарелок в абсорбере определяется графическим построением ступенчатой линии между рабочей и равновесной линиями.
      
3488. 
      Увеличение расхода абсорбента изменяет положение рабочей линии, приводя к уменьшению числа тарелок. Уменьшение удельного расхода абсорбента приводит к повороту рабочей линии вокруг точки А. В результате при некотором минимальном расходе абсорбента рабочая линия займет положение ADB₂, касаясь линии равновесия в точке D. В этом случае заданное извлечение может быть получено только при бесконечно большом числе тарелок
      
3489. 
      
      Входящий в абсорбер газ G_n+1 и уходящий насыщенный абсорбент L_n встречаются в нижнем сечении, т. е. их составы должны удовлетворять уравнению рабочей линии (точка В). В результате взаимодействия 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 У, и свежего абсорбента Х₀. В данном случае число теоретических тарелок равно пяти.
      
      (п —► оо).
      
3490. 
      С повышением температуры наклон кривой равновесия фаз становится более крутым, и она приближается к рабочей линии, что вызывает увеличение числа тарелок. Повышение давления вызывает уменьшение числа тарелок.
      
3491. 
      В случае абсорбции компонентов газа из многокомпонентной смеси необходимо определить извлечение каждого компонента. Для этой цели пользуются уравнением Кремсера, в котором используется усредненный абсорбционный фактор А — LIGK _In Yn+i-Yi А^п+'-А ^Ф “К„₊₁-К₀ Л^п+1 — 1
      
3492. 
      (XV.13)
      
3493. 
      где ср — коэффициент извлечения при абсорбции любого компонента.
      
3494. 
      Рис. XV-4. Расчет числа теоретических тарелок в абсорбере
      
3495. 
      (ОС — равновесная линия; АВ — рабочая линия).
      
3496. 
      Ниже приведен вывод уравнения Кремсера.
      
3497. 
      Уравнение (ХУДО) при использовании усредненного абсорбционного фактора А запишется в виде
      
3498. 
      Yi (1 + А) = К,-₊1 -(- AY
      
3499. 
      или
      
3500. 
      Y t+i Yi ⁼ A {Yi
      
3501. 
      Будем варьировать I — номер тарелки от 1 до п. Получим следующую последовательность равенств:
      
3502. 
      У_л-У_х = А(у_х-У_л)
      
3503. 
      Y_t-Y_t = A(Y_%-Y₁)
      
3504. 
      У₄-У₃=Л(У₃-У₂)
      
3505. 
      У_п-Уп-х = А(У_а._х-У_а._г)
      
3506. 
      Уп+1 Уп = А (У_п У/г-i)
      
3507. 
      Поскольку слева и справа со сдвигом на одно равенство стоят одинаковые разности концентраций в газовой фазе, то после соответствующих подстановок получим следующее выражение:
      
3508. 
      Уп₊1-Уп = А^п(У₁-У₀) (XV, 14)
      
3509. 
      
      841. 
           р”^г[ н
           
      842. 
           
           
      
      
      
3510. 
      Концентрацию Y_n пара, покидающего п-ю тарелку, можно исключить, использовав уравнение (XV,9)
      
3511. 
      v _ У п+1 — У1 Ь AY ₀
      
3512. 
      Подставив это выражение для У„ в уравнение (XV, 14), получим следующее соотношение:
      
3513. 
      (А - 1) У_п+1 = (Л^п+| - 1) У, -(Л"⁺¹ - А) У₀
      
3514. 
      Чтобы получить уравнение (XV,13), прибавим и отнимем в левой части последнего выражения A^n+lY_n+l
      
3515. 
      ^An+'^Y«_+l ^Yn+1 - ^АП+'У_п+1 + ^AYn₊i - (^А"⁺' - 1) У г - И ⁿ⁺¹ - Л) У о
      
3516. 
      ИЛИ
      
3517. 
      (л'^н1 -1) У_пп — (л^п+1 — л) У_я+1 (Л^чИ - 1) У₄ _ (Л""¹ - Л) У₀
      
3518. 
      Откуда
      
3519. 
      (Л"^+| - Л) (У_п+1 - Уо) - (Л^я+| - 1) (У„₊₁ - У_г)
      
3520. 
      Из последнего выражения получается уравнение (XV, 13).
      
3521. 
      При заданной степени извлечения ф и абсорбционном факторе А определяют число теоретических тарелок в абсорбере п. Для упрощения расчетов по уравнению Кремсера пользуются также графиком, приведенным на рис. XV-5.
      
3522. 
      Необходимо заметить, что коэффициент извлечения ф не следует смешивать с теоретическим коэффициентом извлечения ф₀
      
3523. 
      
      (XV, 15)
      
      
      фо
      У п + 1 Y_r
      Уn+1
      
3524. 
      Из сопоставления уравнений (XV, 13) и (XV, 15) имеем, что
      
3525. 
      фо - ф (1 — Yo/Ynti) ==ф(1 —KXo/Y_n+1) (XV, 16)
      
3526. 
      Из этого уравнения следует, что ф₀ <ф, и только в случае, когда Х₀ = 0, имеем ф₀ = ф. Таким образом, для повышения коэффициента извлечения компонента из газовой смеси необходимо обеспечивать лучшую подготовку абсорбента, чтобы Х_й -> 0.
      
3527. 
      Для расчета усредненного абсорбционного фактора используют уравнение
      
3528. 
      A -=V^rA_n(A₁+ 1)40,25 -0,5 « КЛА (XV, 17)
      
3529. 
      Обычно задаются коэффициентом извлечения этана или пропана и затем рассчитывают остальные параметры процесса и извлечение других компонентов углеводородной смеси.
      

3. 
   ТЕПЛОВОЙ БАЛАНС АБСОРБЕРА
   

3530. 
      Поглощение компонентов газа при абсорбции сопровождается выделением тепла, количество которого пропорционально массе и теплоте растворения q_A поглощенных компонентов. Поскольку теплоемкость газа мала по сравнению с теплоемкостью абсорбента, можно пренебречь изменением температуры газа. Тогда, пренебрегая потерями тепла в окружающую среду, тепловой баланс абсорбера запишем в следующем виде:
      
3531. 
      Qa = Lo £ (Х_п — Х„) q_A (XV, 18)
      
3532. 
      В первом приближении теплоту абсорбции q_A можно принять равной теплоте конденсации. Выделяющееся в процессе абсорбции тепло Q_A в основном идет на повышение температуры абсорбента, что вызывает ухудшение процесса абсорбции. В отсутствие отвода выделяющегося при абсорбции тепла температура па выходе из абсорбера будет равна
      
3533. 
      Уп-^o + QaI^ <^xv’¹⁹)
      
3534. 
      где с — средняя теплоемкость абсорбента в пределах температур /₀—б — средний расход абсорбента в абсорбере.
      
3535. 
      Средняя температура абсорбции
      
3536. 
      /ср = (to -I- t'_n))2 (XV,20)
      
3537. 
      Когда поглощается значительная масса газа, тепло абсорбции окажется большим и вызовет недопустимо высокое повышение температуры абсорбента. В этом случае следует предусмотреть в одном или двух сечениях промежуточный отвод тепла Q. Тогда температура на выходе из абсорбера не будет превышать предела,приводящего к ухудшению извлечения компонентов газовой смеси. Температура абсорбента на выходе будет равна
      
3538. 
      t_n = t_a + (Q_AQ)ILc (XV,21)
      
3539. 
      
      Рис. XV-7. Схема потоков для верхней части десор- бера.
      
      
      5. РАСЧЕТ ПРОЦЕССА ДЕСОРБЦИИ
      
      
      Рис. XV-fl. Схема абсорбера и распределение температур с промежуточным охлаждением абсорбента.
      
      На рис. XV-6 приведена схема абсорбера с промежуточным охлаждением абсорбента. Применение промежуточного охлаждения создает более равномерное распределение температур по высоте абсорбера.
      
3540. 
      При десорбции поглощенные компоненты газовой смеси должны быть вновь переведены в газообразное состояние. Для этого обычно снижают парциальное давление углеводородов при вводе водяного пара либо повышают температуру насыщенного абсорбента и подводят тепло в нижнюю часть десорбера (см. рис. XV-2). В последнем случае десорбер можно рассматривать как отгонную часть ректификационной колонны.
      
3541. 
      Чтобы компонент мог перейти из жидкости в газовую фазу, его парциальное давление в жидкости должно быть выше равновесного. Соответственно и концентрация компонента в жидкой фазе будет больше равновесной. Следовательно, рабочая линия должна быть ниже равновесной на диаграмме X—Y.
      
3542. 
      Для построения уравнения рабочей линии рассмотрим материальный баланс верхней части десорбера выше тарелки с номером i (рис. XV-7). Получим
      
3543. 
      Go О'т Vi-i) ^-m+i (Хт+1 Х[)
      
3544. 
      ИЛИ
      
3545. 
      g(Y_m-Y_i.₁)-Х_т+1-Х, (XV,22)
      
3546. 
      Yt-1 = Y + (Vm - x*₊₁) (XV,23)
      
3547. 
      
      Откуда
      
      где g = G_a/L_m+1 — удельный расход десорбирующего (отпаривающего) агента.
      
3548. 
      Уравнение (XV, 23) является уравнением рабочей линии. Оно связывает неравновесные концентрации газа и жидкости в произвольном сечении десорбера. Тангенс угла наклона рабочей линии равен l/g. С увеличением расхода десорбирующего агента рабочая линия удаляется от равновесной (рис. XV-8). Нетрудно установить, что g — VI.
      
3549. 
      Если в уравнении (XV,22) положить i — 1, то получим уравнение материального баланса для десорбера
      
3550. 
      
      (XV,24) (XV,25)
      
      g(Ym-Y₀) =X_m+1 -Х₁
      
3551. 
      или
      
3552. 
      Xm+i — Xi
      
3553. 
      ⁸ У_т- у О
      
3554. 
      В случае использования водяного, пара в качестве десорбирующего агента У₀ = 0.
      
3555. 
      Для расчета числа тарелок в десорбере строят ступенчатую линию между рабочей и равновесной линиями (см. рис. XV-8). Точка В, находящаяся на рабочей линии А В, определяет состав газа Y_m на выходе из десорбера. Этот состав газа определяет в свою очередь концентрацию жидкости Х_т, стекающей с верхней тарелки десорбера (абсцисса точки /). Ордината точки 2, лежащей на рабочей линии, дает состав газа, поднимающегося с нижележащей тарелки. Продолжив аналогичные построения, придем к точке А, координаты которой определяют составы десорбирующего агента Y₀ и абсорбента, уходящего из десорбера. В данном слу-
      
3556. 
      Рис. XV-8. Расчет числа теоретических тарелок в десорбере
      
3557. 
      (ОС — равновесная линия; АВ — рабочая линия).
      
3558. 
      чае получили пять теоретических тарелок (т = 5). Для обеспечения лучшей работы абсорбера Х_г должно быть по возможности меньше (в пределе Vx—>-0). На практике предельное значение Х_г определяется условиями равновесия на нижней тарелке десорбера.
      
3559. 
      Увеличение удельного расхода десорбирующего агента g вызывает перемещение рабочей линии в положение, например, АВ_и что приводит к уменьшению числа тарелок в десорбере. При снижении удельного расхода десорбирующего агента рабочая линия перемещается ближе к линии равновесия. Это приводит к возрастанию числа тарелок. При некотором минимальном расходе десорбирующего агента рабочая линия займет предельное положение касательной к линии равновесия ADB₂ и потребуется бесконечно большое число тарелок для достижения требуемых показателей десорбции.
      
3560. 
      При понижении давления или повышении температуры наклон кривой равновесия становится более крутым, она удаляется от рабочей линии, и число тарелок уменьшается. Если десорбция осуществляется за счет подвода тепла Q_B в низ десорбера, то стекающая с первой тарелки жидкость будет направляться в кипятильник (см. гл. XIV) для образования потока паров С₀ и У₀ = = КоХ₀, где Хц — состав абсорбента на выходе из десорбера. Очевидно, что в этом случае Y₀ + 0, как это имело место при вводе водяного пара.
      
3561. 
      В случае десорбции нескольких компонентов расчет проводится по наиболее высококипящему из десорбируемых компонентов. Для расчета многокомпонентной десорбции используют уравнение Крейсера, аналогичное уравнению (XV, 13) для абсорбции^-.
      
3562. 
      
      (XV,26)
      
      V V pfll+1 с
      
3563. 
      
      Ф
      ^лт+1 — ^Л1
      
3564. 
      X_m+1-X„ 5^m+l—1 где ip' — коэффициент извлечения при десорбции; Х₀ — состав газа, равновесный с поступающим в аппарат десорбирующим (отпаривающим) агентом; S = 1 /Л = = KG/L — фактор десорбции (отпаривания).
      
3565. 
      Уравнение (XV, 26) по своей структуре аналогично уравнению (XV, 13), и поэтому для расчета десорбции может быть использован график, приведенный на рис. XV-5. Усредненный фактор десорбции 5 можно определить по следующему уравнению;
      
3566. 
      S VS_m (Sj + 1) -I- 0,25 - 0,5 VSmS,. (XV,27)
      
3567. 
      
      Фо
      
      
      Хт+1 — Xj
      
      
      (XV, 28)
      
      При Х₀ = 0 получаем выражение для теоретического коэффициента извлечения при десорбции
      
3568. 
      Следовательно
      
3569. 
      
      (XV,29)
      
      Фо = Ф'(1 -*o/*m₊i)
      
3570. 
      Отсюда видно, что cp(, < <р' и только при Х₀ = 0 получаем фо = = ф'. Поэтому для повышения степени отпарки десорбируемых компонентов необходимо использовать отпаривающий агент без примеси извлекаемых компонентов (У₀ «=> 0).
      
3571. 
      При расчете десорбции обычно задаются коэффициентом извлечения ф' какого-нибудь компонента, например н-пентана, выбирают число теоретических тарелок т и по графику на рис. XV-5 или по уравнению (XV, 26) определяют фактор десорбции для
      
3572. 
      данного компонента. После этого определяют удельный расход отпаривающего агента g = GJL_m+1 — S/K₆ и, вычислив константы равновесия остальных компонентов, находят их факторы десорбции. Затем по графику рис. XV-5 при принятом числе теоретических тарелок т находят степень извлечения ср' всех десорбируемых компонентов. На основании полученных данных составляют материальный покомпонентный баланс десорбера.
      
3573. 
      Удельный расход водяного пара определяют по уравнению (XIII, 65).
      

6. 
   ТЕПЛОВОЙ БАЛАНС ДЕСОРБЕРА
   

3574. 
      
      G.i"/
      
      
      t
      
      
      . --- 0J
      
      
      „ ¹¹ -I- О t^u
      
      tit _т I
      
      
      -1 J 1^Ж Л ^Lo^lt
      
      Для осуществления процесса десорбции подводят тепло в низ аппарата одним из способов, рассмотренных в главе XIV. Чаще всего используют подвод тепла горячей струей. Кроме этого, тепло в десорбер поступает с потоками насыщенного абсорбента, температуру которого повышают до необходимой величины в теплообменнике 2 и подогревателе 6 (рис. XV-2), и с водяным паром. Это тепло без учета теплопотерь в окружающую среду, которые для крупных промышленных установок относительно невелики, отводится потоками отпаренного абсорбента н десорбированным газом. Тепловой баланс десорбера
      
3575. 
      Откуда количество подводимого через кипятильник тепла равно
      
3576. 
      
      (XV, 30)
      
      «.-М'? г
      
3577. 
      В десорбер насыщенный абсорбент может быть введен в двухфазном состоянии. В этом случае необходимо рассчитать процесс ОН (см. гл. XIII).
      
3578. 
      В конструктивном отношении абсорберы и десорберы выполняют аналогично ректификационным колоннам. Отдельные конструктивные отличия (сепараторы абсорбента, узлы вывода абсорбента из промежуточных сечений и т. п.) связаны с особенностями перерабатываемых газовых потоков и необходимой степенью извлечения соответствующих компонентов. Производительность аппаратов определяют по уравнениям, приведенным в главе XIV, в зависимости от типа применяемых контактных устройств.
      
3579.