книги / Переработка нефтяных и природных газов
..pdfостальных компонентов, а по уравнению или графику Кремсера коэффициенты их извлечения (при заданном числе теоретических тарелок). Ключевой — наиболее трудноизвлекаемый компонент имеет наибольшую константу фазового равновесия и абсорбцион
ный фактор. |
Для |
определения |
расхода абсорбента |
уравнение |
||
(II 1.19) |
или |
(II 1.20) |
необходимо |
преобразовать соответственно |
||
относительно |
L 0 или |
L'0. |
|
|
||
Из |
уравнения |
(II 1.17) видно, |
что эффективность |
абсорбции |
зависит от содержания в регенерированном абсорбенте извлекае мых из газа компонентов, т. е. от содержания так называемых остаточных компонентов, концентрация которых обозначена через Х 0. Количественная оценка влияния этих компонентов может быть произведена с помощью следующей зависимости 1911:
Фо _ |
KX0Gj |
КХ0 |
(II 1.23) |
|
Ф |
Y/i+iGn+t |
Уn+i |
||
|
||||
где ср0, ф — эффективность |
абсорбции |
соответственно при нали |
чии и при отсутствии в регенерированном абсорбенте остаточных компонентов (ф0 определяется по уравнению III.17, a q> — по уравнению III. 18).
Из этого соотношения следует в частности, что эффективность абсорбции тем больше зависит от Х 0, чем выше константа фазо вого равновесия извлекаемого компонента, больше выход сухого
газа ) и меньше содержание этого компонента в сыром
газе. А это значит, что для достижения одного и того же извлече ния содержание Х„ должно быть тем ниже, чем выше температура и ниже давление в системе.
Абсорбция является, как известно, экзотермическим процес сом. Это значит, что извлечение компонентов из газа жидкими поглотителями сопровождается выделением тепла и повышением температуры взаимодействующих потоков, в результате чего интенсивность процесса снижается и при определенных условиях абсорбция прекращается и начинается десорбция извлеченных компонентов. На промышленных установках для снижения отри цательного воздействия экзотермического эффекта предусматри вается возможность съема тепла по высоте абсорбционного аппа рата. Общее количество тепла,, которое выделяется в процессе
абсорбции |
газов, определяют по уравнению |
|
|
|
бабе — Gia6c9i -J- G2a6c92 + * * * 4* @п абсЯп |
|
|
где Gia6c. б«абс ••• бпабс— масса извлеченного из сырого |
газа |
компонента, |
|
кг/ч; ft, <7г> |
"•••> Я п — теплота растворения извлеченного из |
газа |
компонента |
(для приближенных расчетов она может быть принята равной теплоте конден сации этого компонента), кДж/кг.
Имея |
величину Qa6c, можно определить температуру насы |
|
щенного |
абсорбента, выходящего с низа абсорбера |
|
|
^нас —^нсх •4* |
Qri6c Q |
|
LQ |
201
при Q - О
L.U
где ?„сх — температура сырого газа, поступающего в абсорбер, °С; Q — коли чество тепла абсорбции, отводимого в промежуточных сечениях абсорбера,
кДж/ч; L — количество тощего |
регенерированного абсорбента, поступающего |
|
в абсорбер, кг/ч; |
с — удельная |
теплоемкость абсорбента при средней темпера |
туре абсорбции, |
кДж/(кг*°С). |
|
Средняя температура абсорбции определяется как средняя величина между температурой сырого газа и температурой на сыщенного абсорбента
# _ ^исх + ^няс ‘ср--------- о------
Для приближенных расчетов среднюю температуру абсорбции можно принять на 5—10 °С выше среднеарифметической величины между температурой сырого газа и регенерированного (тощего) абсорбента (эти параметры известны обычно из условия задачи). Температуру сухого газа, покидающего абсорбер, принимают в таких случаях на 5—10 °С выше температуры тощего абсорбента, поступающего в абсорбер. При этом 10 °С принимают при низких температурах тощего абсорбента и сырого газа, т. е. для процессов низкотемпературного разделения.
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. Влия ние этих параметров на результирующую эффективность процесса различно. Поэтому решение о выборе • технологического режима может быть принято, как правило, только на основе оптимиза ционных расчетов, выполненных в целом по контуру «абсорбер— десорбер».
ТЕХНОЛОГИЧЕСКИЕ СХЕМЫ ПРОЦЕССА ПЕРЕРАБОТКИ ГАЗА МЕТОДОМ АБСОРБЦИИ
Абсорбционные схемы ГПЗ кроме общих для любого завода узлов (модулей) сепарации, компримирования и осушки газа должны включать модуль абсорбции, где из газа извлекаются соответ ствующие компоненты (этан, пропан и др.), модуль деметанизации или деэтанизации насыщенного абсорбента и модуль десорбции, где из деметанизированного или деэтанизированного насыщенного абсорбента извлекается смесь целевых углеводородов (С2+пысшис или С3+высшие) и восстанавливается поглотительная способность абсорбента. В зависимости от качества исходного сырья схема может быть дополнена модулем очистки газа от серо- и кислород содержащих нежелательных соединений.
В некоторых случаях из схемы может быть исключен узел компримирования газа. Имеются варианты схем, где очистка
202
Рис. 1П .48.
Принципиальная схема абсорбционной установки:
/ — абсорбер; 2 — абсорбцнонно-отпар- ная колонна (АОК); 3 — десорбер; 4, 5 —
рекуперативные |
теплообменники; |
6, 7 — |
|||||
воздушные |
холодильники; |
8 — водяной |
|||||
или |
воздушный |
холодильник; 9 — реф |
|||||
люксная емкость; 10 — рибойлер. |
I I I — |
||||||
/ — сырой |
газ; |
1 1 — сухой |
газ; |
||||
насыщенный |
абсорбент; |
I V — деэтаиизи- |
|||||
рованиый насыщенный абсорбент; |
V — су |
||||||
хой |
газ; |
VI |
— широкая |
фракция |
углево |
||
дородов; |
V I I — |
регенерированный |
абсор |
||||
бент. |
|
|
|
|
|
|
II
Г\
/
/ /
I
газа от сероорганических соединении и извлечение целевых угле водородов из газа (С2+вьк.ш„е или С3+ьысшпе) совмещаются в одном абсорбционном модуле. Таким образом, в зависимости от кон кретных условий может изменяться число и назначение основных узлов ГПЗ, в основу которого положена абсорбционная схема переработки газа. Однако принцип построения схемы и функцио нальные особенности составляющих ее элементов являются об щими для всех газоперерабатывающих заводов.
На рис. II 1.48 приведена принципиальная технологическая схема абсорбционного процесса, предназначенного для извлече ния из нефтяных и природных газов пропана и более тяжелых углеводородов. Согласно схеме исходный газ после предваритель ной очистки от капельной (свободной) жидкости и механических примесей компримируется, осушается до необходимой точки росы и подается под нижнюю тарелку абсорбера 1 (узлы сепарации, компримирования и осушки на схеме не показаны), на верхнюю тарелку подают регенерированный абсорбент. В этом аппарате из газа извлекают целевые компоненты (С3+пысцше) и некоторое количество нежелательных углеводородов (метан, этан).
С верха абсорбера 1 отводят сухой газ, с низа — насыщенный абсорбент, который представляет собой смесь тощего абсорбента с извлеченными углеводородами. Сухой газ направляют потреби телям, насыщенный абсорбент подают в питательную секцию абсорбционно-отпарной колонны 2 (узел деметанизации, деэтанизации). В абсорбционно-отпарной колонне (АОК) из насыщенного абсорбента удаляют легкие углеводороды (метан и этан). Для сокращения потерь пропана с сухим газом АОК и обеспечения наиболее полной деэтанизации насыщенного абсорбента на верх нюю тарелку абсорбционно-отпарной колонны подают регенери рованный абсорбент, а в нижнюю кубовую часть АОК подводят тепло. С верха АОК выводят сухой газ (метан, этан и небольшое количество пропана), с низа— деэтанизнрованный насыщенный абсорбент. Сухой газ используют в качестве топлива, а деэтаннзи-
203
рованный насыщенный абсорбент нагревают в теплообменнике 4 и подают в питательную секцию десорбера 3. С верха десорбера получают смесь пропана и более тяжелых углеводородов.
Широкая фракция углеводородов С3+высшие (ШФУ) конден сируется в воздушном (или водяном) холодильнике 7 и поступает в^рефлюксную емкость Р,^из которой часть ШФУ подают в качестве орошения^на верхнюю тарелку десорбера <3, а избыток направляют на газофракционирующую установку для производства индиви дуальных углеводородов или соответствующих фракций сжижен ных газов. Тепло в нижнюю часть десорбера 3 подводят за счет циркуляции абсорбента, стекающего с нижней тарелки десор бера, через подогреватель 10. Регенерированный абсорбент вы водят с низа десорбера 3, охлаждают в рекуперативных теплооб менниках 4 и 5 и в холодильниках 6 и 8, после чего подают в абсор бер 1 и абсорбционно-отпарную колонну 2.
Эта схема является классическим аналогом современных абсорб ционных схем. Отличительная особенность ее состоит, например, в том, что исходный сырой газ и регенерированный абсорбент охлаждают в водяных или воздушных холодильниках до 25—35 °С. В современных схемах газ и абсорбент охлаждают до более низ ких температур за счет использования соответствующих холо дильных циклов (минимальная изотерма испарения хладоагента при переработке нефтяных газов составляет —30 ч— 45 °С).
В США абсорбционные схемы с водяным (воздушным) охла ждением технологических потоков получили широкое распростра нение в 20—40-х годах. Применение их позволило обеспечить не обходимое производство сжиженных газов и создать нормальные условия для транспортирования отбензиненного газа по газопро водам (извлечение пропана в этом случае 40—50%, бутанов 85— 90%, газового бензина 95—100%). Такие установки вошли в тех нологию переработки газа под названием маслоабсорбционных установок (МАУ).
На отечественных ГПЗ давление в абсорбционных аппаратах МАУ не превышает 4 МПа. Средняя температура абсорбции, как правило, 40—45 °С, в качестве абсорбента используют керо синовые фракции с молекулярной массой 120—240 (применение более легких фракций приводит к большим потерям абсорбента). В этих условиях извлечение пропана и более тяжелых углеводо родов достигается на МАУ при большом, расходе абсорбента (2—4 кг/м3 сырого газа) и высоких теплоэнергетических затратах. Повышение давления и увеличение кратности циркуляции абсор бента не приводят на этих установках к существенному увеличе нию извлечения товарной продукции. Считают, что число реаль ных тарелок в абсорбере не следует принимать более 30 [92].
При проектировании МАУ принимали следующие технологи ческие параметры работы АОК: давление 1,2—2 МПа, темпера тура питания 40—70 °С, температура низа 190—200 °С. Число реальных тарелок в АОК предусматривалось не более 40 (20 таре
204
лок в абсорбционной секции и 20 тарелок в отпарной секции). На этих установках температурный режим АОК жестко регламен тирован режимными параметрами абсорбера и десорбера: тем пература питания предопределяется условиями абсорбции — на сыщенный абсорбент поступает в АОК, как правило, непосред ственно из абсорбера; температура низа АОК предопределяется количеством циркулирующего в системе абсорбента и темпера турой низа десорбера. Это исключает возможность оптимизации технологического режима работы АОК. Кроме того, температур ные режимы в абсорбционной и десорбционной секциях АОК, где протекают два разнонаправленных процесса, взаимосвязаны на этих установках и не регулируются по высоте аппарата. При такой жесткой схеме имеет место большая кратность ороше ния в АОК и высокие потери пропана с сухим газом абсорб- ционно-отпарных колонн, а также возникают трудности в работе десорбера и пропановой колонны из-за повышенного содержания этана в нижнем продукте АОК.
Технологический режим десорбера определяют исходя из условия конденсации верхнего продукта десорбера водой и обес печения минимального содержания извлекаемых из газа углево дородов в регенерированном абсорбенте: давление в рефлюксной емкости не превышает, как правило, 0,7—1,4 МПа; температура верха 40—50 °С, температура низа не выше 280—310 °С. При про ектировании десорбера число реальных тарелок принимают не более 20—40.
По мере увеличения потребности в углеводородном сырье (этане и сжиженных газах) совершенствовались схемы масло абсорбционных установок: в 50—60-х годах широкое распростра нение получили схемы низкотемпературной абсорбции (НТА), где для охлаждения технологических потоков наряду с водяными (воздушными) холодильниками стали применять специальные холодильные системы (такие же, как в схемах НТК). Технологи ческая схема низкотемпературной абсорбции состоит как бы из двух частей: блока предварительного отбензинивания исходного газа, представляющего собой узел НТК, и блока низкотемпера турной абсорбции, где происходит доизвлечение углеводородов из газа, прошедшего через блок НТК. Такое комбинирование процессов делает схему низкотемпературной абсорбции (НТА) достаточно гибкой и универсальной — она может быть исполь зована для извлечения этана и более тяжелых углеводородов из газов различного состава. Применение схем НТА позволяет обес печить высокое извлечение пропана из нефтяных газов при сравни тельно умеренном охлаждении технологических потоков: на уста новках НТА для извлечения 90—95% пропана достаточно иметь холодильный цикл с изотермой —30 ч— 38 °С, на установках НТК для этого требуется изотерма —80ч— 85 °С.
На установках НТА используют легкие абсорбенты (молеку лярная масса 80—140) — удельный расход их составляет, как
205
правило, не более 1—1,5 л/м3. В сочетании с другими мероприя тиями это^ позволило увеличить степень извлечения товарной продукции на ГПЗ и уменьшить удельные затраты при переработке газа на 25—50% (по сравнению с затратами на обычных масло абсорбционных установках) [93].
В США и Канаде на установках НТА извлечение этана ^"неф тяных и природных газов достигает 40—50% (температура сырье вых потоков, поступающих в абсорбер, —40 ч— 45 °С, давление 6—7 МПа). При наиболее распространенных на отечественных ГПЗ параметрах (давление 3,4—3,9 МПа, изотерма —30ч— 38 °С) из нефтяных газов (содержание С3+высшие = 300—600 г/м3) из влекается около 40—50% этана и 90—95% пропана и более тяже лых углеводородов. При этом на стадии низкотемпературной кон денсации извлечение пропана и более тяжелых углеводородов составляет соответственно 60—80%. При переработке газа с более низким содержанием углеводородов С3+иыспшс нагрузка на абсор бер увеличивается. Однако на установках НТА общее извлечение целевых углеводородов мало зависит от перераспределения на грузок и изменения состава сырья.
Это преимущество процесса низкотемпературной абсорбции имеет важное значение, так как по мере отработки нефтяных месторождений состав попутного газа, поступающего на ГПЗ, может существенно изменяться, и при отсутствии на заводе гиб ких схем могут возникнуть серьезные трудности с обеспечением производства всех товарных продуктов, включая этан (на уста новках НТК уменьшение содержания в газе пропана и более тя желых углеводородов приводит к снижению извлечения этана даже при неизменном содержании этого компонента в исходном сырье).
Развитие процесса НТА имеет свою историю — на первом этапе это был просто процесс абсорбции при низких температурах, на последующих этапах был разработан ряд технических решений по совершенствованию технологического и конструктивного оформ ления основных узлов (модулей) схемы НТА, реализация которых позволила значительно повысить технико-экономические пока затели процесса низкотемпературной абсорбции.
ПАРАМЕТРЫ РАБОТЫ И ПУТИ СОВЕРШЕНСТВОВАНИЯ ОСНОВНЫХ УЗЛОВ СХЕМЫ НИЗ КОТЕМПЕРАТУРНОЙ АБСОРБЦИИ
Эффективность работы отдельных аппаратов и процесса в целом зависит от многих технологических и конструктивных параме тров, и в частности существенное влияние оказывают давление и температура процесса, состав исходного сырья и качество продуктов, число теоретических тарелок в абсорбционных и рек тификационных аппаратах, физико-химические свойства абсор бента и другие параметры. Исходя из этого, определились сле
206
дующие основные направления совершенствования процесса НТА: снижение температуры потоков, поступающих в абсорбер; повы шение давления в системе низкотемпературной конденсации (охлаждения) и абсорбции газа; насыщение регенерированного абсорбента этаном и (или) метаном за счет смешения абсорбента с сухим газом абсорбера и (или) абсорбционно-отпарной колонны; использование низкомолекулярных абсорбентов; организация про цесса абсорбции и десорбции в условиях регулируемого по высоте аппарата теплосъема и т. д.
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 позво ляет при соответствующем расходе абсорбента обеспечить извле чение 40—50% этана, до 95% пропана и около 100% газового бензина при высоких технико-экономических показателях про цесса. 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 углеводо родов С3+пыешие) в системе можно поддерживать более низкое давле ние, чем при переработке «жирных» газов.
На отечественных ГПЗ давление в абсорбционных аппаратах установок НТА составляет обычно при переработке нефтяных (попутных) газов не более 4 МПа, при переработке природных газов — до 5,5 МПа. При выборе рабочего давления в абсорбци онных системах ГПЗ принимают во внимание давление поступа ющего на завод газа, рабочее давление, при котором достигается оптимальное извлечение товарной продукции; давление в ма гистральном газопроводе, предназначенном для транспортирова ния очищенного газа потребителям. В СССР начальное давление в магистральных газопроводах составляет 5,4 или 7,4 МПа.
Поэтому в |
абсорбционных аппаратах установок НТА можно |
в принципе |
поддерживать примерно такое же давление, как |
в магистральном газопроводе. Однако повышение давления в аб сорбере имеет свои недостатки, и в частности приводит к увели чению извлечения легких нежелательных углеводородов, в ре зультате чего количество газа в абсорбционно-отпарной колонне возрастает, что может привести к увеличению потерь пропана и более тяжелых углеводородов с сухим газом АОК.
Были проведены расчетные исследования эффективности про цесса низкотемпературной абсорбции при давлениях 3,4 и 5,9 МПа. В качестве сырья использовали газы нефтяных месторождений Западной Сибири с содержанием пропана и более тяжелых угле водородов 463, 295, 210 и 137 г/м3. Анализ полученных данных показал, что изменение давления в абсорбере по-разному влияет на степень извлечения пропана в системе «абсорбер—АОК». Увеличение давления от 3,4 до 5,9 МПа при переработке газов с содержанием углеводородов С3+высшпе 210 г/м3 приводило к не значительному увеличению извлечения пропана, а при перера-
207
ботке более «жирных» газов — к уменьшению извлечения, так как в этом случае возрастают потери пропана с сухим газом АОК.
^ а рубежом (в США, Канаде, Мексике и др.) на многих ГПЗ рабочее давление в абсорберах установок НТА составляет 5,5— 7,0 МПа и более. Это, по-видимому, связано с тем, что многие пред приятия предназначены для переработки транзитного газа (в этом случае завод размещается вблизи магистральных газопроводов) или для переработки высоконапорного природного газа, а в ряде случаев с тем, что заводы очищают высоконапорный газ месторо ждений, эксплуатация которых осуществляется с помощью сай- клинг-процесса. Кроме того, это предопределяется также необ ходимостью извлечения этана из «тощих» природных и нефтяных газов (или их смеси).
Снижение температуры и повышение давления в абсорбцион ных аппаратах установок НТА позволило использовать низко молекулярные абсорбенты (молекулярная масса 80— 120) и обес печить реализацию процесса при более низком удельном расходе абсорбента. Это имеет важное практическое значение для повыше ния эффективности процесса и увеличения единичной мощности технологических линий газоперерабатывающих заводов.
Известно, что процесс абсорбции углеводородных газов про текает с выделением тепла — наибольший экзотермический эффект наблюдается в верхней и нижней частях абсорбера, так как на верху поглощается основная масса метана и этана, а внизу — бу тана и более тяжелых углеводородов (рис. II 1.49). При перера
ботке нефтяного газа средней «жирности» |
(С3ы,ысшие = |
300 г/м3) |
||
в |
абсорбере больше поглощается |
метана |
и этана, чем |
пропана |
и |
более тяжелых углеводородов |
(оценка |
проводилась |
в моль). |
А это значит, что извлечение нежелательных компонентов (метана и этана) приводит к большему выделению тепла, чем абсорбция высокомолекулярных целевых углеводородов, так как метан и этан имеют более высокие теплоты абсорбции при рабочих давле ниях процессов. При этом профиль изменения концентрации про пана, например, формируется по высоте аппарата так, что в ряде случаев в средней части абсорбера начинается десорбция пропана из абсорбента, стекающего с вышележащих тарелок (см. рис. III.49, а).
Следовательно, в этих условиях развитие процесса может ли митироваться по некоторым компонентам из-за наступления тер модинамического равновесия. Поэтому, вероятно, увеличение числа реальных тарелок в абсорбере (более 25—30) не способствует повышению эффективности процесса. Таким образом, в условиях адиабатического режима поглощение нежелательных компонен тов в абсорбере приводит к повышению средней температуры абсорбции и неблагоприятному формированию профиля темпера тур по высоте аппарата и, как следствие, является одной из при чин снижения эффективности процесса разделения природных и нефтяных газов.
208
Рис. 111.49.
Изменение:
а — содержания извлеченных компонентов в абсорбенте по высоте абсорбционного аппа
рата.
/ — сырой газ; I I — сухой газ; I I I — регенерированный абсорбент; I V — насыщенный
абсорбент;
б — температуры потоков по высоте абсорбционного аппарата: / — газ; 2 — абсорбент.
Для нормализации теплового режима и повышения эффектив ности процесса разработаны различные технологические и кон структивные решения: съем тепла по высоте абсорбционного аппарата за счет промежуточного охлаждения насыщенного абсор бента в теплообменниках, расположенных около абсорбера (охла ждение по схеме «абсорбер—холодильник—абсорбер»); охлажде ние насыщенного абсорбента в теплообменных устройствах, рас положенных внутри аппарата, включая вариант применения труб чато-решетчатых тарелок с оребрением и без оребрения трубок, через которые циркулирует хладоагент; насыщение регенерирован ного абсорбента легкими углеводородами за пределами абсор бера со съемом тепла абсорбции перед подачей абсорбента в аппа рат и др.
Не исключено, что для повышения эффективности процесса могут быть использованы варианты, при которых окажется целесообразным использовать схемы с предварительным насыще нием абсорбента и съемом (подводом) тепла по высоте аппарата. Первоначально на ГПЗ широкое распространение получили схемы НТА со съемом тепла абсорбции по схеме «абсорбер—холодиль ник—абсорбер». В этом случае циркуляция жидкости через теплообменники осуществляется за счет разности гидростатиче ского давления в начальной и конечной «точках» трубопровода,
го»
по которому насыщенный абсорбент поступает в теплообменник (холодильник) и перетекает с одной тарелки на другую.
Для оценки эффективности схемы с промежуточным охлажде нием абсорбента по системе «абсорбер—холодильник—абсорбер» были выполнены расчетные исследования процесса при выводе насыщенного абсорбента для промежуточного охлаждения с раз личных тарелок [95]. Эта задача была решена методом математи ческого моделирования, в основу которого был положен алго ритм, описанный в работе [96]. Эффективность оценивали для этанового и пропанового режима (в первом случае за ключевой компонент принимали этан, во втором — пропан). Это предопре делило методику исследования и режимные параметры процесса: для этанового режима давление принято 4 МПа, для пропано вого— 1,6 МПа, общее количество отводимого тепла Q было неизменным для каждого режима и составляло соответственно 170 и 290 МДж/ч (при расчете на 100 моль исходного газа). Ниже приведены состав сырого газа и технологические параметры для обоих режимов:
|
|
|
Режим абсорбции |
|
Температура, °С |
|
пропановый |
этановый |
|
|
|
|
||
сырого |
газа........................ |
. . . |
35 |
35 |
тощего |
абсорбента . . . . . . . . |
35 |
35 |
|
абсорбента после холодильника. . |
0 |
—23 |
||
Давление |
(абсолютное), МПа. . . . . |
16 |
40 |
|
L/G, моль/моль . . . . |
|
0,2 |
0,2 |
|
Состав газа, % моль |
|
80,79 |
80,79 |
|
СН4 ................ |
|
|||
С2Нв . |
|
|
9,04 |
9,04 |
с3н8 . . . . |
|
4,94 |
4,94 |
|
нзо-С4Н10 |
|
2,12 |
2,12 |
|
«-С4Н12 |
|
0,8 |
0,8 |
|
2С5Н12 . |
|
2,31 |
2,31 |
В процессе исследования для каждого режима выполнено один надцать расчетов на электронно-вычислительной машине. Первый расчет отражал эффективность работы абсорбера при подаче ре генерированного абсорбента на первую (верхнюю) тарелку абсор бера с температурой 35 °С (фиксировалась работа аппарата без предварительного глубокого охлаждения абсорбента и промежу точного съема тепла по высоте абсорбера). Второй расчет отражал эффективность работы абсорбера при подаче абсорбента на первую тарелку с температурой 0 °С в случае пропанового режима и с температурой —23 °С в случае этанового режима (фиксировалась работа аппарата при подаче охлажденного с 35 до О °С регенери рованного абсорбента на первую тарелку абсорбера без промежу точного съема тепла по высоте аппарата). При этом общее коли чество «снимаемого» тепла Q принималось за «эталон» и было не изменным для каждого режима.
Последующие расчеты (третий—одиннадцатый) отражали эф фективность работы абсорбера при подаче регенерированного
210