Установки разделения водяного газа

Методом низкотемпературного фракционирования смесь разделяют на этан, этилен, пропан, пропилен и топливный газ. Этан и пропан подвергают дальнейшему крекингу в трубчатых печах в присутствии водяного пара для получения этилена и пропилена. После компрессии и охлаждения газы снова направляют на установку для разделения газов. Ацетилен удаляется путем каталитического гидрирования либо из общего количества нефтезаводского газа, либо только из этиленовой фракции. Разделение пропана и пропилена осуществляется дистилляцией или, если это целесообразно, проведением со смесью ряда реакций. Стоимость установки для производства 90 ООО т этилена и 43 ООО т пропилена из нефтезаводских газов составляет 9,9 млн. долларов, цена 1 фунта этилена и пропилена 0,0241 доллара. [c.9]

Предварительно очищенный от бензола, нафталина, окислов азота, аммиака, цианистых и сернистых соединений, а также двуокиси углерода и водяных паров коксовый газ направляется на разделительную установку. Разделение коксового газа методом глубокого (низкотемпературного) охлаждения основано на большой разнице температур кипения компонентов газа. [c.225]

На фиг. 75 дана упрощенная принципиальная схема разделения водяного газа. На схеме не показана часть установки, где производится предварительная очистка газа от сероводорода, водяных паров, углекислоты и т. п. [c.199]

РАЗДЕЛЕНИЕ ВОДЯНОГО ГАЗА Установка для разделения водяного газа - [c.387]

Разделение водяного газа. Описание установки для разделения водяного газа см. [А-29, А-11, А-10, А-42]. [c.325]

Не останавливаясь подробно на описании подобных методов разделения, так как они являются лишь видоизменениями описанных методов сжижения газов, рассмотрим ТОЛЕ,ко схему установки для получения чистого водорода из водяного газа (рис. 525). [c.758]

Многопоточные теплообменники (фиг. 164, б, в) применяются в установках для разделения многокомпонентных смесей (например, коксового газа, водяного газа и др.). Для лучщей передачи тепла теплообменники глубокого охлаждения выполняются витыми поперечноточными, при этом поток газа, омывающий трубки снаружи, направлен перпендикулярно к трубкам (фиг. 164, г, д, е). Для увеличения коэффициента теплоотдачи со стороны потока, проходящего по межтрубному пространству, в последнем делаются перегородки. [c.372]

Не останавливаясь сколько-нибудь подробно на описании сущности подобных методов разделения, так как они являются лишь видоизменениями описанных выше методов сжижения, мы остановимся вкратце на установке, служащей для получения чистого водорода из водяного газа, работающей по методу Клода. [c.584]

Разделение газов крекинга нефти и пиролиза нефтяного сырья на отдельные компоненты осуществляют либо абсорбционным методом, либо методом фракционированной конденсации. Абсорбционный метод разделения заключается в растворении в поглотительном масле отдельных компонентов газовой смеси. Выделенный из масла сырой продукт, представляющий смесь углеводородов, подвергается дальнейшей ректификации. Абсорбционный метод находит широкое применение для переработки главным образом естественных нефтяных газов на тяжелые фракции — пропиленовую, бутановую и пентановую. Газы же крекинга и термической переработки нефти, которые содержат значительное количество этилена и пропилена, требуют более четкого разделения, осуществляемого методом фракционированной конденсации, при котором производится непрерывный отбор образующегося конденсата. Этот метод приобрел практическое значение в установках разделения коксового и водяного газов, в гелиевой технике, а также при разделении углеводородных газов, получаемых пиролизом и крекингом нефти, с целью выделения чистых фракций метана, этана, пропана, этилена, пропилена, бутиленов, являющихся ценнейшим сырьем для новых отраслей химической промышленности. [c.283]

Очистка газа от СОг и осушка его от водяных паров происходит при давлении 45 ата. В установках, построенных во время войны, природный газ очищается от СОо, H2S и осушается от влаги при помощи раствора моноэтаноламина и диэтиленгликоля с последующей их регенерацией. После предварительной обработки газ поступает в блок разделения природного газа и охлаждается в теплообменниках I, 2, 3 отходящими обратными газами. [c.365]

Предварительная очистка газов состоит в удалении из них КНз в водяном абсорбере 1 и последующей адсорбции Н О и остатков КНз в переключающихся адсорберах 2, заполненных синтетическими цеолитами, регенерация которых осуществляется фракцией СН4-К2, подогретой в аппарате 4. Очищенный от Н2О и КН3 газ поступает в криогенный блок, где охлаждается в теплообменнике 4 продуктами разделения отдувочных газов и циркуляционным потоком азота до 89 К. Отделение образовавшегося конденсата осуществляется в сепараторе 8, а газообразная фракция, отводимая из него при объемном расходе 5100 м /ч, содержит 95% Н2 и менее 1% СН и Аг. Метановая фракция после испарения и подогрева в теплообменнике 4 частично используется для регенерации адсорберов 2, перед подачей в которые она подогревается в электроподогревателе 3. Необходимая холодопроизводительность установки в основном обеспечивается с помощью азотного рефрижераторного детандерного цикла, в котором азот сжимается компрессором 7, охлаждается в теплообменнике б и расширяется в детандере 5. [c.139]

В производственных условиях конверсия ацетилена в моновинилацетилен происходит, когда газ проходит через реактор с катализатором. При прохождении через реактор часть ацетилена превращается в моновинилацетилен. Реакционные газы, выходящие из реактора и представляющие собой смесь моновинилацетилена, дивинилацетилена, непрореагировавшего ацетилена, водяных паров и др., направляются на установку разделения. В результате прохождения реакционных газов через конденсационную систему происходит конденсация сначала наиболее легко сжижаемых составных частей реакционной газовой смеси (воды, дивинилацетилена), а затем и наиболее трудно сжижаемых продуктов (моновинилацетилена). Сжижение моновинилацетилена происходит в результате применения глубокого холода с температурой порядка —70°. Моновинилацетилен может быть выделен также абсорбцией. [c.259]

На всех современных этиленовых установках для сжатия газов используют только турбокомпрессоры. Давление газа после компрессора определяется схемой последующего разделения обычно оно составляет 3,5—4 МПа. Чтобы предотвратить полимеризацию нестабильных углеводородов, степень сжатия газа между ступенями компрессора выбирают такой, чтобы температура газа не превышала 105—110°С. Температура водяного охлаждения газа между ступенями и на выходе из компрессора [c.59]

Водород, но.лучаемый в установках разделения коксового, водяного и углеводородных газов, используют для синтеза аммиака, производства искусственного жидкого топлива, дейтерия и тяжелой воды. [c.425]

Ниже приводится описание различных технологических установок для разделения коксового газа, водяного газа, газов гидрирования, пиролиза этана, пиролиза керосина, крекинг-газа, а также установки для разделения газообразных углеводородов. [c.364]

Насыщенный гликоль отводится с низа сепаратора 5, подогревается в теплообменниках 8 к 9 и подвергается двухступенчатой дегазации для отделения растворенных углеводородов, которые из дегазаторов 10 и 11 направляются в топливную сеть завода. Дегазаторы 10 и 11 представляют собой трехфазные сепараторы, предназначенные для разделения поступающего потока на газ, углеводородный конденсат и насыщенный гликоль. Углеводородный конденсат из сепараторов /О и 11 направляется на установку стабилизации конденсата. Насыщенный водой гликоль после дегазаторов подогревается в теплообменнике /5 потоком регенерированного гликоля и поступает на питание в верхнюю часть насадочной колонны регенерации 12. Стекая вниз по насадке, гликоль подогревается. Влага при этом постепенно переходит в паровую фазу и поднимается на верх колонны. Гликоль подогревается в ребойлере 13, расположенном непосредственно в нижней части колонны, В ребойлере подвод тепла осуществляется паром низкого давления. Пары воды выводятся с верха колонны 12 при температуре 105 °С, сконденсировавшаяся при охлаждении в холодильнике 18 вода поступает в емкость 19, откуда необходимое количество воды насосом 20 подается на орошение колонны регенерации для предотвращения уноса капель гликоля с парами воды, а балансовое количество воды отводится в дренаж. Регенерированный гликоль с низа регенератора проходит через теплообменник 15 для подогрева поступающего потока насыщенного гликоля, затем через водяной холодильник 16 и насосом подается на впрыск в теплообменники 2, 4 и пропановый испаритель 6. [c.90]

Установка для непрерывной адсорбции, показанная на рис. 20-7, состоит из колонного адсорбера / с движущимся зернистым адсорбентом, соединенного с вентилятором 2 и калорифером, нагревающим воздух, подаваемый для сушки адсорбента. Кроме того, адсорбер 1 соединяется с пневмотранспорт-ной трубой 4, по которой высушенный адсорбент подается на верх колонны в бункер 5, где отделяется от транспортирующего его газа, и далее поступает в колонну /. Смесь водяного пара с вытесненным из адсорбента веществом поступает в холодильник-конденсатор 6, откуда конденсат направляется на разделение в сепаратор 7. [c.723]

Технологическая схема синтеза углеводородов в жидкой фазе приведена на рис. 7.5. Синтез-газ, очищенный от сернистых соединений, компрессором (1) сжимают до 1,2 МПа и после прохождения им теплообменника (2), где он нагревается за счет тепла остаточного газа, через распределительное устройство подают в реактор (3). Из остаточного газа, отходящего с верха реактора, путем теплообмена с исходным газом выделяют высококипящие продукты синтеза и часть испарившейся жидкой среды. Эти продукты собирают в емкости (5). Низкокипящие жидкие продукты синтеза и образующиеся пары воды, пройдя водяной холодильник (4), где происходит конденсация и охлаждение продуктов до 30°С, также поступают в емкости (5). Разделение первичных продуктов синтеза и воды происходит в аппаратах (6). Остаточный газ после охлаждения направляют на установку (10), где его промывают маслом под давлением или пропускают через активный уголь для отделения СО2. Эту операцию проводят в том случае, если остаточный газ возвращают на циркуляцию или направляют на вторую ступень синтеза. [c.114]

Подъемники, при помощи которых в системе циркулирует катализатор, могут быть ковшевого (механический транспорт) или пневматического типа. Ковшевые подъемники (элеваторы) применялись на старых установках и отличались большей сложностью в конструктивном отношении по сравнению с пневматическими. Надо учесть, что работа на установке характеризуется необычно большой высотой подъема, превышающей 60 м., и тяжелыми температурными условиями (выше 480°). Кожух элеватора должен быть герметичным, так как там поддерживается атмосфера инертного газа. Кожух покрыт изнутри слоем изоляции. В подъемниках ковшевого типа промежутки между ковшами берутся минимальными для того, чтобы поток катализатора приближался к непрерывному. Наиболее изнашиваемые детали выполняются из специальных (легированных) сталей. Подъемники имеют отдушины в атмосферу, что исключает попадание воздуха в реактор или углеводородов в регенератор. Большие количества водяного пара в подъемниках недопустимы, так как, кроме отравления катализатора, пар будет еще просачиваться через внутреннюю изоляцию и конденсироваться на внутренней поверхности кожуха подъемника. На некоторых установках имеется только один подъемник каждый ковш здесь разделен на секции для отработанного и регенерированного катализатора. [c.229]

На фиг. 106 дана упрощенная принципиальная схема разделения водяного газа. На схеме не показана часть установки, где производится предварительная очистка газа от сероводорода, водянцх паров, углекислоты и т. п. Эта очистка должна быть проведена очень тщательно, так как оставшиеся в газе вода, углекислота и пр. при низких температурах процесса переходят в твердое состояние и забивают аппаратуру. [c.238]

Азотное производство. На заводах азотной промышленности применяют аммиачные холодильные установки с компрессорами двухступенчатого сжатия для температур кипения от —45 до —53° С в цикле разделения коксового или водяного газа для получения азотноюдородной смеси и при очистке газа от окиси углерода и метана. Из азотноводородной смеси при высоких температурах и давлениях получают затем синтетический аммиак. Компрессоры служат для сжатия газообразного аммиака, поступающего из газгольдера, а испарители — для кипения в них жидкого аммиака и получения холода с последующим использованием холодных паров аммиака в цехах переработки. [c.388]

Заводы Сасол П и Сасол П1 в г. Секунда. Эти два завода фактически идентичны друг другу. Поэтому нет необходимости описывать их раздельно. На рис. 12 представлена схема одного из них. Для осуществления процесса Фишера — Тропша используются только новые крупные высокопроизводительные реакторы Синтол (подразд. IV. А. 3). По сравнению со старым заводом Сасол I на заводах Сасол II п Сасол III имеются существенные различия в разделении и переработке продуктов. Как и раньше, на этих заводах из катализа-та выделяют конденсацией воду и жидкие нефтепродукты. Если на Сасол I отходящий газ пропускают через абсорбционную колонну для выделения жидких углеводородов, тона Сасол II его сначала пропускают через скруббер для отмывки СО2, а затем через криогенную установку, в которой происходит разделение газа на фракции обогащенную водородом, метановую, этан-этиленовую и иропан-бутановую. Такая технология разделения дороже, но она позволяет выделять дорогостоящие этан и этилен. Углеводороды С2 направляют в проточную установку крекинга с водяным паром этана до этилена. (На Сасол I этилен вместе с СН4 продают как отопительный газ.) Метановую фракцию из криогенной установки направляют на риформинг с целью получения синтез-газа, как и на Сасол I , и возвращают в реактор Синтол . Поскольку сырье для риформип-га на Сасол И содержит намного больше метана, чем на Сасол I , процесс на Сасол II более эффективен. Фракцию, обогащенную водородом, из криогенной установки возвращают в реакторы Синтол . Чистый водород, необходимый для процессов гидрирования, выделяют пз обогащенной водородом фракции в детандерах. [c.194]

Для синтезов обычно требуется газ иного состава например. Б газе для синтезов по Фишеру—Тропшу и для синтеза метанола соотношение Н., СО должно быть 2 1. Для синтеза МНд и гидрогенизации под высоким давлением требуется чистый водород, не содержащий примесей СО, СО2 и НзЗ. Водяной газ может получаться при воздушном дутье только в циклическом процессе, разделенном на периоды дутья и образования газа (газование). Непрерывный процесс может быть осуществлен при кислородном дутье (чистый О2) и подводом тепла за счет наружного обогрева или ввода предварительно нагретых газов (процесс с рециркуляцией газов). На рис. 25 показана схема установки для получения водяного газа по циклическому процессу. [c.86]

Другие источники водорода. Для разделения с помощью обмена водяной пар—водород в настоящее время может быть использован только электролитический водород, так как разработанные до сих пор катализаторы отравляются СО, или другими примесями в промышленном водороде, получаемом другими методами. Производство же больших количеств водорода методом электролиза экономично лишь при очень низкой стоимости электроэнергии, т. е. лишь в ограниченном числе случаев. Поэтому возможности производства тяжелой воды на установках, подобных заводу в Трейле, ограничены. Если бы удалось сконструировать катализаторы, пригодные для работы с коксовым и водяным газами или газом, получаемым при разложении углеводородов для синтеза аммиака, то возможности производства тяжелой воды данным методом были бы значительно расширены. [c.457]

Коксовый газ, предварительно очищенный от примесей (СО2, НзЗ, С2Н2, С5Н5, С цНд и др.), поступает под давлением 12—13 ат на установку разделения (рис. 111-36). В теплообменнике 1 коксовый газ охлаждается смешанной фракцией (фракции СО и метановая) до 8—20 "С, в зависимости от времени года. При этом из коксового газа конденсируются водяные пары и часть оставшегося бензола. Далее газ направляется в двухпоточные фракционные теплообменники 2. В первом теплообменнике по ходу газа он охлаждается до 2—3 °С, во втором — до минус 26—30 °С. В обоих теплообменниках 2 происходит конденсация паров воды и бензола [c.156]

Рис. 6-58. Схема установки для разделения коксового газа, у — теплообменники для бензола 2 — аммиачные теплообменники 3 — сборник бензола 4 — водяной скруббер 5 и 5 —щелочные скрубберы 6 — иентробежный насос 7—турбина Пельтона 8 и в —дегазатор 9 и < —щелочные насосы ]0 и /У —теплообменники 12 — аммиачные теплообмгнникн, —аммиачный теплообменник для азота высокого давления /4—азотные предварительные теплообменники 75—теплообменник теплой ветви 16—теплообменник холодной ветви /7 —сепаратор /5—добавочный теплообменник 9 —азотный испаритель 20—промывная колонна 21 — этиленовый теплообменник 22 и 23—азотные теплообменники 24 —теплообменник окиси углерода 25 — теплообменник метана 25—двойной теплообменник метана и азота.

Регенераторы холода показаны на рис. 1Х-44. Схема прямоточной работы этих регенераторов с установкой для разделения воздуха на компоненты дана на рис. 1Х-45. Принцип их действия тот же, что и регенераторов теплоты в мартеновских печах, т. е. через них периодически проходят воздух и холодные продукты его разделения — азот и кислород. Цикл меняется каждые 1—2 мин. Аппараты заполнены спиралями гофрированной тонкой (толщина 0,4 мм) ленты (алюминиевой или медной). Поверхность такой насадки (рис. 1Х-46) 1000—3200 на 1 м объема регелератора, а сопротивление движению газов незначительное (несколько сот миллиметров водяного столба). Во многих установках вместо спиралей алюминиевой ленты используется мелкий гравий. [c.390]

Продукты реакции, пройдя теплообменник, частично охлаждались, нагревая при этом газ, идущий на реакцию, после чего поступали. в водяной холодильник, а оттуда в сепаратор. В сепараторе жидкая фаза отделялась от газа и поступала на разделение и очистку. На установке применялась рециркуляция пе-прореагировавщих газов. [c.93]

На рг с. 2.25 приводится технологическая схема установки гидроочистки дизельного топлива с циркуляцией водородсодержащего газа. Циркуляционный газ смешивается с сырьем, смесь нагревается в сырьевых теплообменниках потоком стабильного топл 1ва, поступающего из нижней части стабилизационной колонны 9, а затем потоком газопродуктовой смеси догревается в печи 1 до температуры реакции и направляется в реактор 2, заполненный катализатором. После реактора газопродуктовая смесь, отдав свое тепло газосырьевой смеси, поступает в горячий сепаратор 5, где происходит разделение парогазовой смеси и ги-дроге1 изата. Парогазовая смесь, уходящая из горячего сепаратора, отдает свое тепло на нагрев гидрогенизата, выходящего из холодного сепаратора 8, на получение пара и после доохлажде-ния в воздушном и водяном холодильниках поступает в холодный сепаратор. Там выделяется циркулирующий водородсодержащий газ. [c.142]

Одна из современных схем разделения газов, получаемых ири пяролпзе бензина, изображена иа рис. 12. Газ с установки пиролиза последовательно сжимается в пяти ступенях турбокомпрессора I, проходя после каждой из них водяной холодильник 2 и сепаратор 3, где он отделяется от конденсата (вода и органические вещества). Для лучшего отделения более тяжелых углеводородов конденсат с последующей ступени сжатия дросселируют и вэзвращают в сепаратор предыдущей ступени. Благодаря этому сэздается ректификационный эффект н в конденсате после пер- [c.48]

За бывшим реактором сохраняются функции объемного сепаратора и отпарной секции. В нижней части лифт-реактора предусматривается подача водяного пара или сухого газа и установка ультразвуковой форсунки. Ли -реактор выполнен из трех участков переменного сечения. Вследствие большого диаметра (12 м) регенератор разделен на две зоны центральную "мокрую и периферийную "сухую , большей площади, с раздельной подачей воздуха и совместньш вьтодом продуктов горения. Наличие небольшой добавки Р в составе катализатора обеспечит окисление СО и SO2 до СО2 и SO3. [c.133]

В нефтяной и газовой промышлепности процесс абсорбции применяется при разделении, очистке и суп ке углеводородных газов. При помощи абсорбции извлекают из естественных п попутных газов содержащийся в них бензин, а также пронап-бутановую фракцию. Процесс абсорбции обычно используют и при разделении газов термического и каталитического крекинга, при извлечении ароматических углеводородов нз ] азоп пиролиза или фенола из его смеси с водяным паром иа установках селективной очистки масел фенолом и т. п. [c.222]

Сырье установки (фракция 85-180°С прямогонного бензина) насосом Н-101 подается для подогрева в теплообменник Т-104. Перед теплообменником сырье смешивается с ВСГ в тройнике смешения и после Т-104 направляется в печь П-101, а оттуда с температурой 330-360°С — в реактор гидроочистки Р-101. Газопродуктовая смесь из реактора, отдав тепло в теплообменнике Т-104 и холодильнике X-101, поступает для разделения на гидрогенизат и ВСГ в сепаратор С-101 с температурой 40°С. Часть ВСГ из С-101 идет на прием компрессора ПК-101 и далее — в тройник смешения с сырьем гидроочистки избыток ВСГ под давлением 3,5 МПа сбрасывается с установки в систему ВСГ. Гидрогенизат из С-101 нагревается в теплообменнике Т-102 и поступает в отгонную колонну К-101 на стабилизацию для выделения из него углеводородных газов, сероводорода и влаги. Верхний продукт К-101, охладившись в воздушных конденсаторах и водяных холодильниках, собирается в рефлюксной емкости Е-101, откуда после сепарации от сухого газа и воды, подается на верх колонны К-101 в виде орошения. Сухой газ после моноэтаноламиновой очистки в абсорбере К-106 от сероводорода сбрасывается в топливную сеть завода. Тепло в отгонную колонну вносится циркуляцией части стабильного гидрогенизата из нижней части К-101 через печь П-102. Избыток стабильного гидрогенизата поступает на прием насоса Н-104 и далее в тройник смешения с циркулирующим ВСГ от компрессора ТК-101. После нагрева в теплообменнике Т-103 за счет тепла продуктов реакции он направляется для нагрева до 480-485°С в одну из секций печи П-103 и далее в первый реактор Р-102, а затем последовательно проходит другую секцию печи П-103 и реактор Р- [c.151]

Справочник химика 21

Химия и химическая технология