Выходы, гм3 синтез-газа С5 и выше

Из приведенные данных видно, что чем тяжелее углеводородное сырье (выше значение П ), тем выше соотношение W WJ , тем больше удельный выход синтез-газа. Это соотношение, если пренебречь потерями, ве зависит от схемы процесса, а определяется составом углеводородного сырья и получаемых продуктов. [c.29]

Дистиллятные топлива. Расчетное определение выходов синтез-газа из дистиллятных топлив проще, чем при частичном окислении тяжелых топлив, так как в дистиллятных фракциях не содержатся значительные количества азота, кислорода или золы и присутствуют лишь очень небольшие количества серы. Отношение углерод водород для прямогонного бензина можно определить лишь на основании его компонентного состава, элементарного анализа или другими методами [9]. После этого эксплуатационные показатели реактора вычисляют таким же методом, как рассмотренный выше для тяжелых нефтяных фракций. [c.192]

Теплота сгорания полукоксового газа после крекинга == = 3475 ккал/м . Этот газ в смеси с циркуляционным газом и водяным паром поступает в зону газификации, где при взаимодействии углерода полукокса с водяным паром образуется водяной газ. Состав полученной смеси газов должен отвечать указанным выше требованиям отношение Нг СО 2 1 и сумма СО +-Нг>80%. Выход синтез-газа определяется как сумма полукоксового газа (после крекинга) и водяного газа, образую- [c.226]

Температура предварительного нагрева существенно влияет как на выход синтез-газа, так и на индукционный период реакции паров бензина с кислородом. Чем выше температура, тем больше выход продуктов и меньше период индукции. Сокращение же периода индукции увеличивает склонность смеси к самовоспламенению с образованием сажи. Поэтому температура смеси на входе в реактор не должна превышать 400 °С. При данной температуре и отношении С Н в бензине, равном 5,81, для того чтобы избежать самовоспламенения, требуется 0,5— 0,6 моль водяного пара па 1 г-атом углерода. На промышленной установке температура предварительного нагрева составляет 150—400 °С, расход водяного пара 0,6— 1,3 моль на 1 г-атом углерода, что обеспечивает надежное протекание процесса без воспламенения. Ниже приведены некоторые параметры этого процесса [c.78]

Недостатком процесса при высоком давлении являются дорогостоящее оборудование, высокие энергетические затраты на компримирование синтез-газа, довольно высокие эксплуатационные расходы и упомянутый выше значительный выход нежелательных побочных продуктов, таких, как диметиловый эфир, углеводороды и высшие спирты. Хотя в настоящее время еще функционирует несколько заводов, производящих метанол при высоком давлении, их продолжают вытеснять современные заводы с технологией низкого давления. [c.227]

Основными отличиями синтеза при среднем давлении являются пониженный выход бензина и более высокий выход парафина. Нагрузка по синтез-газу на реактор при атмосферном давлении приближается к 1000 м /ч, снижаясь в отдельных случаях до 650 м ч. В среднем нагрузка составляет 870 м /ч. Для реакторов, работающих при среднем давлении в несколько ступеней, она составляет для первой и второй ступени 900— 1200 м ч, а для третьей (где обычно находится свежий катализатор) приближается к 1900—2000 м ч. Но средняя нагрузка считая на реакционный объем, равна 570—600 м ч. Таким образом, в случае синтеза при атмосферном давлении средняя нагрузка на реактор по газу несколько выше. [c.285]

Влияние состава рециркулирующего газа на выход жидких углеводородов и поведение катализатора, находящегося в псевдоожиженном состоянии, было изучено с применением в качестве рециркулята, добавленного к свежему синтез-газу, сухого остаточного газа, т. е. газа, свободного от фракций Сз и выще, и жирного газа, содержащего фракции Сз и выше. В жирном [c.536]

Давление 1000 ат и выше оказалось слишком большим для этого катализатора, даже при других значениях температуры. Например, при 400° образование диметилового эфира достигало 200 3 на 1 ж газа. При 450° наблюдалось обильное образование метана. Выходы продуктов (включая метан и этан), отнесенные к единице объема синтез-газа, увеличивались с возрастанием давления. В интервале давлений 30—600 ат относительные выходы продуктов реакции оставались приблизительно постоянными, но прц 1000 ат 60% суммарного выхода составляли углеводороды С1 и Сг и диметиловый эфир. [c.314]

В табл. 7.7—7.9 представлены некоторые основные показатели основных процессов парциального окисления углеводородов [486, 1040, 1041]. Необходимо обратить внимание на следующие обстоятельства. Высокий выход СО в сухом газе может быть достигнут, когда вместо водяного пара в процессе газификации используют СОг. Высокое содержание СО в сухом газе тем больше, чем выше содержание углерода в исходном сырье. В силу этого расход кислорода при газификации твердых горючих всегда выше, чем при газификации жидких или газообразных углеводородов. Состав получаемого газа определяется не только температурой высокотемпературной конверсии (парциального окисления), но и скоростью охлаждения полученного синтез-газа. [c.318]

Выход продуктов (углеводороды Сд и выше) из 1 л синтез-газа составляет 150—160 г (теоретический выход 208 г), причем в пер. вой ступени используется 76% окиси углерода и во второй 17%, [c.152]

В производстве технологического газа (синтез-газа) очень важно добиться максимального выхода восстановителей (СО + Нз) при минимальном расходе исходного сырья (газа, кислорода, водяного пара). Равновесный выход восстановителей зависит от давления процесса, температуры и состава исходной смеси. При одинаковом равновесном содержании метана в конвертированном газе выход восстановителей тем выше, а расход кислорода тем меньше, чем ниже давление процес- [c.19]

Метан и кислород раздельно насыщают водяным паром и нагревают до 600 " С отходящими газами. Перед входом в реактор оба потока смешивают в специальном коаксиальном смесителе. Объемное соотношение СН О, поддерживают таким, чтобы температура на выходе из реактора обеспечивала остаточное содержание метана в синтез-газе не выше 0,2 объемн. 6. Сырьевую смесь подают в реактор сверху. При производстве синтез-газа для получения аммиака половину кислорода подают с воздухом, обогащенным кислородом, причем смесь состоит из азота и смеси СО с Н., в стехиометрическом соотношении. [c.77]

Работа 14] касается гидроформилирования монофункциональных циклоолефинов с получением бифункциональных соединений на катализаторе, содержащем родий. Гидроформилированию подвергали непредельные циклические альдегиды и были получены циклические диальдегиды. Патентуется применение родия в концентрациях 0,0005—0,05 мол. % (1—100 мг на 1 моль олефина), однако в примерах используется 0,02 мол. %, что составляет 40 мг родия на 1 моль олефина. Давление синтез-газа 140—300 ат при 90—150 С. Здесь ке используется смешанный кобальт-родиевый катализатор с соотношением Со КЬ, равным 100—1000 к 1. Диальдегиды получаются с выходом выше 70% на прореагировавший олефин. [c.57]

Повышение температуры реакции приводит к увеличению выхода (I) и (II). Повышение выхода разветвленных альдегидов с увеличением температуры наблюдается при различных давлениях синтез-газа до определенного для каждого давления предела. Выше этой температуры происходит некоторое уменьшение выхода разветвленных альдегидов. [c.67]

Сырой синтез-газ по выходе из печи, несколько выше ее середины, направляется для охлаждения и очистки через пылеуловитель 2 в котел-утилизатор 9, скруббер 10, дезинтегратор 11 и конечный скруббер 12, после чего подается газодувкой 4 для окончательной очистки в электрофильтры и далее на сероочистную установку. [c.164]

В присутствии катализатора кобальт-двуокись тория при 190—200° и 15 ат из синтез-газа получают бензин, дизельное топливо и твердый парафин. Если же пропускать при таком же невысоком давлении (18—25 ат) смесь окиси углерода и водорода при 190—200° над железным катализатором (типа применяемого при синтезе аммиака — см. выше), то в продуктах реакции будут содержаться в значительных количествах спирты, альдегиды и сложные эфиры. Повышение температуры до 300— 325° существенно снижает выход спиртов и увеличивает выход углеводородов, [c.18]

Синтез при атмосферном давлении осуществляют в пластинчатых реакторах, а прн повышенных давлениях — в трубчатых. В качестве охлаждающего агента используют воду, которая циркулирует по трубам, пронизывающим пластины реактора, или в межтрубном пространстве в случае трубчатых реакторов. Передача тепла к охлаждающим поверхностям обеспечивается в основном синтез-газом, так как катализатор, содержащий большой процент кизельгура (носитель), обладает очень низкой теплопроводностью. Чем меньше диаметр трубок или расстояние между пластинами, тем меньше вероятность местных перегревов и тем ниже метанообразование. Так как теплопроводность катализатора мала, возможная удельная нагрузка на катализатор не превышает 100 ч", а поэтому и невелика единичная мощность реактора. Сравнительно простой расчет показывает, что, например, реактор емкостью 10 м катализатора может пропустить 1000 м синтез-газа в ч, что при выходе 165—170 г полезных продуктов синтеза на 1 м превращенного газа составляет примерно 120 кг/ч продуктов синтеза (Сз и выше). Охлаждающая поверхность на 1000 м превращенного газа при этом равна 3000 м , а расход металла около 65 т. Для интенсификации отвода тепла более перспективными являются реакторы с кипящим слоем катализатора. [c.301]

В промышленных условиях при применении синтез-газа, содержащего СО и На в соотношениях от 1 1,5 до 1 1,8, выход продуктов от Сз и выше составляет около 150 г/лг . [c.98]

Повышение температуры реакции приводит к увеличению выхода альдегидов по реакциям (5.2) и (5.3) при различных давлениях синтез-газа до определенного для каждого давления уровня. Выше этой температуры выход разветвленных альдегидов несколько уменьшается. [c.211]

Исаев и Марголис [318] изучили кинетику синтеза акролеина из пропилена в динамических условиях при атмосферном давлении. Катализатор, помещенный в реактор, обрабатывался реакционной газовой смесью при 400° С до постоянной активности (1 —1,5 н). Все кинетические характеристики снимали на стационарной поверхности катализатора, активность которого периодически проверяли на выбранной в качестве эталона газовой смеси, содержащей 30% СзНе, 10% Ог и 60% N2. Для установления истинных скоростей различных реакций необходимо обеспечить протекание процесса в кинетической области. При сравнительно высоких температурах (выше 400° С> реакция переходит во внешнедиффузионную область даже на таких непористых носителях, как зерненый карборунд. Для разграничения кинетической и диффузионной областей была проведена серия опытов по влиянию линейной скорости потока на выход углекислого газа и акролеина. На катализаторе, содержащем 0,5, 1,0 и 1,5% Си на силите, при постоянном времени контакта и изменении линейной скорости в 4 раза при разных температурах (350—380° С) выходы СО2 и ак- [c.198]

КЬ/8Ю2 был наиболее активным и селективным среди благородных металлов, нанесенных на 8Ю2 [56, 57]. На КЬ, Ки, Рё и №, нанесенных на 8Ю2, выход синтез-газа превышал 90%, а на КЬ/8102, промотированном 265 (получен из КЬУ204) - близок к 95%. Показано, что инициирование реакции на КЬ/8102 начинается при 500°С, а на КЬ-У205/8102 -выше 600°С. На промотированном катализаторе КЬ-У205/8Ю2 частички КЬ были меньше, чем на непромотированном. В то же время на Ре и Со/8102 протекало глубокое окисление СН4. Окисленные металличес-катализаторы были малоактивны. [c.37]

В случае синтеза среднего давления катализатор находится в трубках ( 2000 на 1 реактор), окруженных водой, температура которой также определяется давлением. В обоих случаях для отвода тепла используется вода. Передача тепла от катализатора к охлаждающим поверхностям обеспечивается в основном синтез-газом, так как катализатор, содержащий большой процент кизельгура, обладает очень низкой теплопроводностью. Чем меньше диаметр трубок, в которых находится катализатор, тем меньше местных перегревов катализатора и тем ниже метарюобразование. Возможная удельная нагрузка катализатора, выраженная в нм газа. на 1 объема катализатора в час, сравнительно невелика в связи с необходимостью соответствующего теплоотвода. Соответственно невелика и мощность реакторов. Реактор емкостью примерно 10 катализатора может пропустить 1000 м час синтез-газа, что при выходе 165—170 г. полезных продуктов синтеза на 1 нм шревра-щенного газа соответствует примерно 120 кг час продуктов синтезе (Сз и выше). Охлаждающая поверхность на 1000 превращенного газа составляет около 3000 м , а расход металла на 1000 м час превращенного паза составляет 65 т. [c.68]

Приведенные выше данные являются средними за весь период работы катализатора. Фактически состав продуктов постепенно меняется. Вначале при более низкой температуре реакторов (180—185°) получают несколько больше высококипящих компонентов и больше парафина. По мере снижения активности катализатора я увеличения температуры (до 200°) усиливается мета Но- и бензинообразование. Средняя длина цепи жидких продуктов уменьшается. Так, в первый день работы катализатора при температуре 180° выход газоля составляет 10 г/н з синтез-газа, а выход бензина 38% от суммы продуктов [c.103]

Аналитический синтез оптимального регулятора. Часто в таких процессах, как водная очистка синтез—газа от двуокиси углерода, очистка газов от аммиака, улавливание хвостовых газов и т. п., основное требование к промышленному абсорберу состоит в том, чтобы концентрация абсорбируемого компонента в газовой фазе на выходе из аппарата не превышала заданной величины у г/,д. Если входные возмущения по составу фаз таковы, что концентрация абсорбируемого компонента не выходит за допустимые границы на выходе из аппарата (что можно наблюдать особенно при больших плотностях орошения), а наиболее опасными являются возмущения по расходу газовой фазы, то сформулированный выше вывод относительно управляемости каналов насадочного абсорбера находит эффективную практическую реализацию. Действительно, сведем задачу регулирования выходной концентрации по каналу массообмена к эквивалентной задаче по каналу гидродинамики. При заданных нагрузках на аппарат и фиксированном диапазоне допустимых концентраций на выходе всегда можно рассчитать соответствующий этим условиям перепад давления на колонне ДРзд [55]. Пусть система регулирования выходной концентрации предусматривает функциональный блок, в задачу которого входит вычисление с каждым новым скачком по расходу газа того перепада давления, который соответствует новой нагрузке по газу и заданной концентрации на выходе. При этом задача регулирования состава газа на выходе из аппарата сводится к поиску такого управляющего воздействия по расходу жидкости Ь, которое после каждого нового скачка по расходу газа С приводило бы фактический перепад давления ДР к рассчитанному для новых условий перепаду давления ДРзд. [c.428]

Процесс газификации - не каталитический пламенный, протекает Б пустотелом реакторе цилиндрической формы при 1550-1750 К под давлением от 0,2 до 10 1Ша и выше. Получаемый в реакторе газ содержит 45- 7% СО и 45-47 8 Н2, остальное-С021 азот и метан. Удельный расход сырья составляет 4,6-4,8 т на 1 т 100%-ного водорода расход кислорода-0,75-0,8 нм на I кг сырья пара-0,4-0,6 кг/кг выход газа-около 3 нм /кг. В качестве сырья в процессе могут использоваться углеводороды от газообразных до тяжелых нефтяных остатков. Схема процесса позволяет получить синтез-газ с различным отношением Н2 С0, водород или одновременно синтез-газ и водород. Применительно к установке мощностью 20 тыс.т водорода в год стоимость водорода газификации по сравнению с паровой каталнтической конверсией на 15-20% выше в первую очередь за счет производства технического кислорода. Однако применение установок газификации под повышенным давлением позволяет снизить расход энергии на сжатие получаемого водорода в первую очередь для процесса гидрокрекинга. [c.7]

Здесь мы в большей степени касаемся применения фотохимии в промышленном синтезе. Очевидно, что фотохимический процесс должен превосходить по выходу или чистоте продукта обычные методы производства, чтобы конкурировать с ними. Особенно подходящими кандидатами для промышленного применения являются цепные реакции (часто с радикальными переносчиками цепи) с фотохимической начальной стадией. Мы уже рассматривали такое их использование в связи с фотополимеризацией (разд. 8.8.2). Заметим, что фотохимическая реакция может быть экономически оправданной даже в том случае, когда ее квантовый выход низок, если выход химического продукта выше, чем у обычных процессов. В производстве веществ тонкой химической технологии расходы на свет составлявот незначительную часть общей стоимости продукта высокого качества. Более того, вследствие относительно малых количеств используемого материала серийный процесс часто может представлять увеличенную копию лабораторного метода. При использовании фотохимии в широкомасштабном валовом химическом производстве возникают несколько большие трудности, так как плата за энергию может теперь составлять существенную часть стоимости конечного продукта. В широкомасштабном производстве часто применяются реакторы непрерывного действия, ставящие перед фотохимией проблемы, связанные с их конструкцией. В частности, необходимо использовать прозрачные реакторы или прозрачные кожухи ламп, стенки которых часто загрязняются образующимися смолообразными (и светопоглощающими) побочными продуктами. Размер реактора также может серьезно ограничиваться поглощением света реагентами. Этим недостаткам фотохимического синтеза должна быть противопоставлена более высокая селективность получения продуктов и лучший контроль за их образованием. Процесс производства отличается меньшими тепловыми нагрузками, поскольку реагенты не нужно нагревать, а затем охлаждать. Выли разработаны и технологии преодоления проблем, связанных с фотохимическими реакторами. Они включают освещение поверхности падающих тонких слоев реагентов использование ламинарных потоков несмешивающихся жидкостей, причем ближайшей к стенке реактора должна быть жидкость, поглощающая свет применение пузырьков газа, вызывающих турбулентность, для улучшения обмена реагента. И на- [c.283]

В зону газификации подают высокоперегретую парогазовую смесь. При взаимодействии водяного пара с полукоксом образуется синтез-газ, который в конце реакционной зоны частично отводят из печи и направляют в конденсационную систему. Часть парогазовой смеси проходит в верхнюю часть печи (выше отвода синтез-газа), где за счет физического тепла парогазовой смеси осуществляются сухая перегонка и подсушка топлива. С верха печи с температурой 100—110° выходит смесь синтез-газа и газа полукоксования, которая газодувкой 12 через пылеотделитель 10 и смолоотделитель (электрофильтр) 11 подается в регенератор 13. [c.247]

Главное изменение состояло в переходе на давление 4 ат. Несмотря на то, что всегда считалось важным уменьшать парциальное давление ацетилена в горячем газе, что наряду с другими факторами замедляет его разложение, автор процесса Фауаер обнаружил, что при определенной скорости потока выход ацетилена, получаемый при повышенном давлении, лишь немногим меньше выхода при атмосферном давлении. Поскольку природный газ поступает под давлением, газ пиролиза также должен быть сжат для выделения ацетилена. Отходящий газ также желательно сжать, поскольку его используют для синтеза метанола или алгмиака. Таким образом, при проведении процесса под давлением наблюдается определенный выигрыш в суммарных затратах на сжатие. Горелки, имеющие заданную производительность, могут быть значительно уменьшены. Производительность установок определенного размера пропорциональна рабочему давлению. Коэффициенты теплообмена для сжатых газов выше и, следовательно, площадь поверхности в тенлообменниках подогрева может быть снижена. И, наконец, достигается главная цель работы под давлением — утилизация тепла. После закалки водой насыщенный ею газ имеет точку росы, лежащую [c.391]

При малых объемных скоростях синтез-газа продукты, полученные в реакторах с неподвижным слоем нитридного катализатора, примерно таковы, как и в синольном процессе при больших объемных скоростях и низких температурах. Возможно, что выходы спиртов и других кислородсодержащих органических соединений в присутствии нитридных катализаторов в условиях, применяемых в синольном процессе, были бы выше выходов, [c.287]

Как уже указывалось выше, в Германии основное количество парафина, пригодного для окисления в СЖК, получали на установках каталитического гидрирования окиси углерода. При этом целевым продуктом являлись фракции моторных топлив, выход парафина в зависимости от принятых параметров процесса составлял 10—30% по отношению к выходу суммарных продуктов. В период 1935—1938 гг. в Германии были построены 9 установок Фишера—Тропша общей мощностью по суммарным продуктам около 600 тыс. г. в год. Получаемый на этих установках парафин в условиях военного времени отпускался заводам СЖК по льготной цене, которая была на 7з ниже минимального предела затрат, связанных с производством парафина на установках Фишера — Тропша. После окончания мировой войны стало очевидно, что в условиях экономики мирного времени продукты, получаемые на основе синтез-газа, не могут конкурировать с аналогичными продуктами, вырабатываемыми из нефтяного сырья [69]. В результате неблагоприятной экономики объем производства продуктов каталитического гидрирования окиси углерода резко сократился и в 1960 г. составил всего лишь 60 тыс. т. [c.102]

Полукоксование — процесс сухой перегонки ископаемых топлив при температуре 500—550°. При полукоксовании углей в отличие от коксования выделяющиеся и образующиеся органические соединения разлагаются в меньшей степени, поэтому повышается выход жидких продуктов — смолы, а в полукоксовом газе увеличивается содержание метана и других углеводоров и уменьшается содержание водорода. Теплотворная способность полу-коксового газа выше, чем у коксового. Его используют как сырье для синтеза химических продуктов и как высококалорийное топливо. В твердом остатке полукоксования — полукоксе остается от 9 до 19% летучих. Полукокс представляет собой неспекший-ся порошок, легкозагорающееся бездымное топливо. Он используется на месте его производства для получения газообразного топлива, т. е. подвергается газификации. Из основного продукта полукоксования — смолы извлекают фенол и получают продукты, используемые как жидкое моторное топливо. [c.169]

На рис. 10 представлены кривые изменения состава реакционных газов, а на рис. 3 и 4 — изменения степени полезного использования исходных метана и кислорода при проведении процесса при 1 атм. и 15 ати без катализатора. При рассмотрении этих кривых видно, что до 1100— 1200° повышение давления приводит к увеличению в синтез-газе содержания СО2ИСН4 и снижению степени полезного использования исходных компонентов. Выше этих температур состав получаемого синтез-газа и выход СО и Н, оказывается под давлением, равным и даже несколько выше, чем при нормальном давлении. Объяснить это установленное опытом явление можно следующим образом. При высоких температурах равновесные составы смесей под нормальным и повышенным давлениями мало отличаются друг от друга. Но под давлением вследствие увеличения концентрации возрастает скорость реакции конверсии метана, в резу.г1ьтате чего уменьшается его содержание в реакционной смеси. [c.356]

МПа, на реальном синтез-газе следующего состава, % об. Н2 58 — 61, СО 26 — 31, СО2 6- 13, СН4 1-3, N2 2-3. Испытания показали, что в ряду катализаторов с носителями на основе диатомитов Кисатиби, Инзенского и Мальчевского месторождений наиболее эффективным в синтезе проявил себя катализатор на диатомите Мальчевского месторождения — выход углеводородов С5 и выше составил 152—163 г/нм . [c.158]

Выход бензина также выше в случае синтеза при атмосферном давлении, чем при синтезе под средним давлением. Основное отличие синтеза под средним давлением заключается в пониженном выходе бензина и повышенном выходе парафина. Объем катализатора, загружаемого в реактор, — 10 ж . Нагрузка синтез-газа на реактор в случае синтеза при атмосферном давлении приближается к 1000 м 1час, снижаясь в отдельных случаях до 650 м /час. В среднем нагрузка газа на реактор составляет около 870 м /час. [c.186]

В серии статей [38-44] сообщалось о возможности "неравновесного" протекания парциального окисления метана в синтез-газ. Согласно этим авторам, на никелевых катализаторах, нанесенных на СаО [38, 39], AI2O3 [40], УЬ20з [41], Сё20з [42], и на кобальтовых [43, 44 катализаторах реакция может протекать с выходами >85%, т.е. выше равновесия при низкой температуре (450-500°С) и при высоких объемных скоростях (10 -10 ч ). Было сделано предположение, что реакция протекает в этом случае по другому механизму - не через последовательность (2.14) - (2.4) - (2.3), а, например, по схеме [c.35]

В зону газификации подают высокотемпературную парогазовую смесь ( на 1/3 высоты печи снизу) с температурой 1100—1200°С. При взаимодействии водяного пара с углеродом образуется синтез-газ по реакции (8), который в конце реакционной зоны ( 1/2 высоты печи) с температурой 750—780°С частично выводится из печи и направляется в конденсационноохладительную систему. Оставшаяся часть парогазовой смеси (циркулирующий газ-теплоноситель) проходит в верхнюю часть печи (выше отвода синтез-газа), где за счет тепла парогазовой смеси происходят сухая перегонка и подсушка топлива. С верха печи с температурой 100—120°С выходит смесь синтез-газа и [c.45]

Содержание свободного углерода в газе на выходе из слоя катализатора составляло около 150 мг м , теплообменная аппаратура быстро загрязнялась, а для удаления сажи из конвертированного газа применяли специальные фильтры. До 1944 г. в Германии действовали 24 установки, на которых получали синтез-газ описанным выше методом Газы, содержащие более 30% метана, из-за резкого увел гаения количества образуюш егося углерода нельзя было перерабатывать этим методом. [c.120]