Абсорберы А-2 (углеводородов)

На рис. 34 показана схема переработки пирогаза па аналогичной установке, по в присутствии абсорбента. Насыщенное углеводородами масло из абсорбера под давлением 31,5 ат поступает в деэтанизатор, где освобождается [c.73]

Технологическая схема установки приведена на рис. У1-2. Компримированный в две ступени (на схеме не показано) до давления 1,2—2,0 МПа жирный газ поступает в среднюю часть фракционирующего абсорбера 3. Несколькими тарелками выше из резервуарного парка сырьевым насосом подается по одному из трех вводов (в зависимости от содержания пентановых углеводородов). нестабильный бензин. Обычно в абсорбере 3 имеется 40—50 тарелок, распределенных примерно поровну между абсорбционной и десорбционной секциями. Из используемых в абсорберах тарелок наиболее эффективными являются клапанные. Применение секционирования тарелок, уменьшающего эффект поперечного перемешивания, и внедрение прямоточного взаимодействия фаз позволяет в 2-—3 раза повы- [c.59]

При очистке газа с низким содержанием тяжелых углеводородов абсорбция происходит при высоком давлении и при температуре ниже температуры окружающей среды, при этом в одном аппарате с использованием одного растворителя из газа удаляются сернистые компоненты и жидкие углеводороды. Растворимость СО2 в ТБФ не высока. Для утилизации метана, поглощенного ТБФ в абсорбере, насыщенный абсорбент подвергается двухступенчатому выветриванию. На второй ступени выветривания поддерживается давление 0,77 МПа. Газ выветривания сжимается и подается в абсорбер несколько ниже ввода 182 [c.182]

На составные части газ может разделяться промывкой маслом на установке, работающей нод давлением, как описано выше (см. стр. 72). Пропан растворяется в масле, а низкомолекулярные углеводороды, окись углерода и азот удаляются из абсорбера. Другая / гп возможность разделения состоит в том, [c.154]

Метод этот основан на том, что поглощенные в масляном абсорбере углеводороды полностью отгоняют в отнарной колонне и затем фракционируют под давлением. Поело этого будут описаны и другие методы. [c.168]

I — предварительный подогреватель 2 — реактор о катализатором 3 — компрессор 4 — абсорбер 5 — испаритель. Линии I — и-бутан II — тощее масло III — На -Ь наиболее легкие углеводороды IV — к-бутан 4- н-бутен (циркуляция) V—бутадиен VI — жирное масло. [c.90]

Линии Т—углеводород II—давление воздуха III—хлор IV —водяной пар V— вода VI—к абсорберу хлористого водорода VII — продукт—хлоралкан. [c.182]

С существенно увеличивают коэффициенты извлечения этапа и пропана и практически не влияют на извлечение бутанов и более тяжелых углеводородов. Однако при фиксированном коэффициенте извлечения ключевого компонента снижение температуры абсорбции при одновременном снижении удельной циркуляции абсорбента уменьшает коэффициент извлечения легких углеводородов и увеличивает — тяжелых. Если не требуется высокое извлечение этана из газа, то для извлечения тяжелых углеводородов рекомендуется принимать температуру абсорбции на 5—6 °С выше средней мелсду температурой газа и тощего абсорбента на входе в абсорбер. Примем температуру абсорбента на входе в абсорбер равной 30°С, тогда абс= = (20+30)72+5 = 30 °С. [c.163]

Для повышения эффективности очистки и снижения потерь МЭА температура газа на входе в абсорбер не должна превышать 35 С. Температура регенерированного МЭА, поступающего в абсорбер, должна превышать температуру газа на 5—10 °С для предотвращения конденсации углеводородов и вспенивания раствора. [c.173]

Легкие фракции, состоящие из углеводородов до Сг, из колонны 3 при давлении до 3 МПа с температурой минус 45 °С дополнительно охлаждаются в теплообменнике до минус 100 °С. В качестве хладоагентов используют метано-родородную, этановую и этиленовую фракции. В этих условиях этиленовая фракция полностью конденсируется. В колонне 5 выделяется метано-водородная фракция прп температуре верха колонны минус 120 °С и низа минус 90 °С и давлении 0,2— 0,25 МПа. Этан-этиленовая фракция разделяется в колонне 6 с получением этиленовой фракции высокой степени чистоты. При температуре верха от минус 93 до минус 97 °С и низа от минус 77 до минус 84 °С и давлении 0,17 МПа. Этановая фракция поступает в абсорбер, где из нее при минус 60 °С удаляется ацетилен. [c.297]

Аварии, связанные с большой загазованностью воздуха углеводородами в районе воздухозабора, нарушением режима эксплуатации абсорберов и слива жидкости, отмечались и на других ВРУ. [c.374]

Условия контакта газа и гликоля в абсорбере. Температура контакта газа и гликоля оказывает существенное влияние на глубину осушки газа. При высокой темпера, туре контакта увеличивается парциальное давление воды над абсорбентом, а соответственно и содержание воды в газе. Снижение температуры повышает глубину осушки газа. Однако при выборе температуры контакта необходимо учитывать увеличение вязкости гликоля со снижением температуры и ухудшение ири -)том условий массообмена, а также опасность конденсании углеводородов. Верхний предел температуры контакта обуслов- [c.143]

С верха абсорбера 3 уходит сухой газ с содержанием углеводородов Сз —С5 не более 10—15 % (об.). В сепараторе 4 от него отделяется конденсат, а сухой газ направляется в заводскую топливную сеть. Абсорбер оборудован системой циркуляционных орошений для съема тепла абсорбции. Тепло для отпаривания углеводородов С1 —Са подается в низ абсорбера с помощью горячей струи . Для этого продукт с низа абсорбера забирается насосом 1, проходит один поток трубчатой печи 5 и вводится в абсорбер 3 под первую ректификационную тарелку. [c.59]

Регенерированный абсорбент (ненасыщенный стабильный бензин) через теплообменник 6 и холодильник 2 подается на верх абсорбера в один из трех вводов (в зависимости от содержания углеводородов С1 —Са в жирном газе и во избежание уноса абсорбента). [c.59]

Тепло для отпаривания легких углеводородов от стабильного бензина вводится в низ колонны горячей струей . Для этого бензин с низа этой колонны забирается насосом I, и часть его нагревается в змеевиках трубчатой печи 5 (второй поток) и поступает под нижнюю ректификационную тарелку колонны 7 (другая часть стабильного бензина направляется на орошение абсорбера 3). [c.59]

Схемы промышленных установок по разделению углеводородов различаются между собой в зависимости от состава перерабатываемого сырья, требуемой глубины извлечения компонентов и других факторов. В качестве примера схем современных крупных газобензиновых заводов можно привести схему газобензинового завода фирмы Филлипс петролеум , перерабатывающ,его попутный газ с двух промысловых компрессорных станций и одной газосборной станции, расположенной на самом заводе (рис. 2). Очиш енный от сероводорода газ компримируется до 56 ати и при этом давлении поступает на извлечение тяжелых углеводородов в два параллельно работающих абсорбера. Насыщенное масло из абсорберов проходит через теплообменники, где нагревается горячим регенерированным маслом и направляется в выветриватель для удаления неконденсирующихся газов. После выветривателя насыщенное масло нагревается в змеевике трубчатой печи до 215° и поступает в десорбер высокого давления, работающий под давлением 17,5 ати. В десорбере из масла удаляется основная часть тяжелых углеводородов. Окончательная десорбция углеводородов протекает во втором десорбере при давлении 2,8 ати. Отпаривание углеводородов в обоих десорберах производится при помощи острого пара. [c.22]

Схема маслоабсорбционной установки сравнительно проста. Тяжелые углеводороды (Сз и выше) извлекаются в колоннах-абсорберах под давлением 0,5-1,2 МПа. В десорбере при давлении 0,3-0,5 ffla и температ ре к) ба 120-150 С выделяются поглощенные в абсорбере углеводороды, которые после конденсации образуют нестабильный бензин. В ряде случаев десорбцшо проводят в две ступени в первом десорбере выделяются метан и этан, во втором нестабильный бензин. [c.88]

На рис. П1.9 представлена принципиальная технологическая схема осушки газа абсорбционным методом. Влажный газ направляется в нижнюю часть абсорбера 1, а концентрированный гликоль подается на верхнюю тарелку абсорбера. С верха абсорбера уходит осушенный газ, с низа — обводненный гликоль. Газ направляется потребителям, а гликоль далее нагревается в рекуперативном теплообменнике 2 и поступает в выветриватель 5, где из него выделяются поглощенные в абсорбере углеводороды (конденсат). После выветрнвателя 3 гликоль нагревается в рекуперативном теплообменнике 4 и поступает в десорбер 5. С верха десорбера 5 отводятся пары воды и оставшееся количество газа, с низа — регенерированный гликоль, который после охлаждения [c.124]

Очищенный газ после сепаратора 2 направляется потребителям. Насыщенный абсорбент поступает в экспанзер (сепаратор) 3, где за счет дросселирования раствора из абсорбента выделяются поглощенные в абсорбере углеводороды (экспанзерный газ используется в качестве топлива). После сепаратора 3 насыщенный абсорбент нагревается в рекуперативном теплообменнике 6 до 95—100 °С и поступает в среднюю часть десорбера 7, где из него отпариваются кислые газы, вода и оставшиеся углеводороды. Температура в нижней кубовой части десорбера 7 поддерживается 115—130 °С за счет нагрева растворителя, стекающего с нижней тарелки десорбера, в рибойлере 11 (рабочее давление в десорбере 0,15 МПа). [c.145]

Перед сепаратором первой ступени С/ газ дросселируется в Д/ до давления 10,5 МПа и температуры 15 °С. Газ сепарации из С/ поступает в абсорбер осушки газа А/, а затем после последовательного сжатия в компрессоре и охлаждения в теплообменнике — в сепаратор С2. Газ сепарации далее охлаждается в ТДА в результате совершения работы на турбине и подается в нижнюю часть контактной камеры абсорбера углеводородов А2. В верхнюю часть контактной камеры абсорбера подается конденсат, который поступает из разделителя Р1 и из сепаратора второй ступени С2. В результате контакта газа сепа- [c.12]

В отделителе при 7—10 °С конденсируется до 50% хлоридов (сырой продукт I). Оставшиеся хлориды абсорбируются из пропилена углеводородами, например октаном (сырой продукт II), а затем отгоняются из абсорбционной жидкости. Насыщенный октаном неабсорбированный пропилен выходит из абсорбера и после проточного охлаждения рассолом снова возвращается в цикл. На трехчетырех специальных колоннах (лучше всего из никеля) из продуктов I и II периодически или непрерывно выделяется чистый аллилхлорид. [c.179]

Схема маслоабсорбционной установки сравнительно проста [13]. Тяжелые углеводороды (Сз и выше) извлекаются в колоннах-абсорберах под давлением 0,5—1,2 МПа. В десорбере при давлении 0,3—0,5 МПа и температуре куба 120— 150 °С выделяются поглощенные в абсорбере углеводороды, которые после конденсации образуют нестабильный бензин. В ряде случаев десорбцию проводят в две ступени в первом десорбере выделяются метан и этан, во втором нестабильный бензин. Хотя двухступенчатая десорбция и улучщает степень конденсации тяжелых углеводородов после второго десорбера, но количество несконденсировавщихся углеводородов остается высоким кроме того, некоторое количество пропана и большая доля этана, извлеченных в абсорбере, увлекается метаном в первом десорбере. [c.283]

Линии I — крекинг-продукты из сепаратора II — гаа 4- бензин III — абсорбент /V — газ V — бедный газ из абсорбера VI — крекинг-Оензнн па стабилизацию VI] — абсорбент, насыщенный га-аообразными углеводородами VIII — остаток обратно на крекинг-установку. [c.42]

Условия газофазного некаталитического окисления пропана и бутана на принадлежащих фирме Силениз Корнорейшн установках в Бишопе (Тексас, США) и Эдмонтоне (Канада) приблизительно следующие смесь, состоящая примерно из 7 объемов газа циркуляции, 1 объема свежего газа и 2 объемов воздуха под давлением 7 ат, проходит через нагретую до 370° печь, где в результате экзотермической реакции температура повышается до 450°. Горячие газы поступают затем в орошаемый водой абсорбер, где быстро охлаждаются до 90°, причем образуется водный раствор формальдегида, обогащаемый затем до концентрации порядка 12—14%. Выходящие из этого абсорбера газы промываются водой вторично. Из газов извлекаются ацетальдегид, метиловый спирт, ацетон и т. д., а углеводороды и азот остаются в газообразном состоянии. Приблизительно 75% отходящего газа как газ циркуляции возвращается в печь, где он смешивается с исходным углеводородным газом и воздухом и подвергается повторному окислению. ]Иеньшая часть (25%) выходящего из последнего абсорбера газа подается на специальную установку, где пропан и бутан отделяются от азота и низкокипящих [c.152]

Жирный газ, СОСТОЯЩИЙ преимущественно из предельных углеводородов, поступает с установок первичной переработки нефти АТ и АВТ, гидрокрекинга, каталитического риформинга и некоторых других. Жирный газ, состоящий из непредельных углеводородов, поступает с установок каталитического и термического крекинга, пиролиза и коксования. Состав сырья определяет режим процесса, причем это влияние состава сырья одинаково при фракционировании предельных и непредельных углеводородов. Наибольшее влияние на работу фракционирующего абсорбера оказывает изменение концентрации углеводородов С1 — Сд в жирном газе. Например, с повышением содержания углеводородов Сз в сырье необходимо увеличить расход абсорбента на 10—15 (масс.). Кроме того, следует повысить расход водяного пара в подогревателе колонны для отпаривания большего количества пропана и усиления режима охлаждения при конденсации паров с верха этой колонны, а также перевода питания кйлонны на лежащие выше тарелки. [c.59]

Раствор МЭА, насыщенный сероводородом, из абсорберов для очистки газов поступает в дегазатор, где при снижении давления пз раствора МЭА выделяются растворенные газообразные углеводороды и бензин. Выделившийся бензин направляется в стабилизационную колонну. Дегазированный насыщенный раствор МЭА, предварительно нагретый в теплообменниках, поступает в отгонную колонну, температурный режим в которой поддерживается циркулирующим через термосифонный паровой рибойлер раствором МЭА. Пары воды и сероводорода, выходящие из колонны, охлаждаются в воздушном конденсаторе-холодильнике, доохлаждаются в водяном холодильнике, после чего разделяются в сепараторе, где также предусмотрен отстой бензина и его ВЫВОДЕ стабилизационную колонну. Сероводород из сепаратора направляется на производство серной кислоты илн элементарной серы. Из нижней части колонны выводится регенерированный раствор МЭА, который после последовательного охлаждения в теплообменниках, воздушном и водяном холодильниках вновь возвращается в цикл. Для удаления механических примесей из насыщенного раствора МЭА предусмотрено фильтрование части раствора. [c.56]

Характерный недостаток процесса, как любого процесса физической абсорбции, — коабсорбция углеводородов. Для снижения потерь углеводородов газы первой ступени выветривания насыщенного абсорбента сжимаются в компрессоре и подаются на рециркуляцию в абсорбер. Использование компрессора значительно повышает эксплуатационные затраты. [c.181]

Из аппарата 2 абсорбент, содержащий растворенные газы, поступает в десорбер 8 первой ступени, где часть газов выделяется из раствора вследствие снижения давления с 10 до 1,2 ат и продувки растворителя ацетиленом, поступающим из десорбера 12 второй ступени. В десорбере 8 происходит почти полное разделение газов большая часть ацетилена и другие ацетиленовые углеводороды остаются в растворе, а часть ацетилена и остальные газы вытесняются из раствора. Эта газовая смесь — так называемый возвратный газ, содержащий до 65% С2Н2 и примеси (СО2, СО, Нг и др.), компрессором направляется в абсорбер 2. Растворитель, вытекающий из десорбера 8 первой ступени, перека чивается в десорбер 12 второй ступени, предварительно нагреваясь в теплообменнике 13. [c.14]

Выделяющиеся газы отсасываются вакуум-эжекционной установкой 18 через вспомогательную колонну 15 десорбера второй ступени и барометрический конденсатор 16 с ловушкой. Вспомогательная колоний 15 вместе с нижней частью десорбера 12 второй ступени работает как дистилляционная колонна в ней происходит разгонка смеси растворителя и воды и десорбци.я ацетиленовых углеводородов. В барометрическом конденсаторе отгоняемые пары воды конденсируются. Освобожденный от растворенных газов абсорбент возвращается в емкость 3 и насосом подается на орошение абсорбера 2. [c.15]

С увеличением давления быстро растет глубина извлечения углеводородов. В последнее время за рубежом строят заводы, на которых абсорбция осуществляется под давлением 100 ат и выше. Однако с увеличением глубины отбора отдельных компонентов в насыщенном абсорбенте увеличивается содержание низших углеводородов (метана, этана), что создает большие трудности при регенерации абсорбента. Для выделения неконденсн-рующихся углеводородов насыщенный абсорбент по выходе из абсорбера подвергается стабилизации, которая проводится в колонне, как правило, разделенной на две секции. В нижней секции из насыщенного абсорбента удаляются метан, этан и часть пропана. Эти газы направляются в верхнюю секцию колонны, где орошаются регенерированным холодным абсорбентом для выделения из газов пропана. Выделение метана, этана и части пропана пз абсорбента осуществляется или путем его нагрева при помощи горячего регенерированного абсорбента или снижением давления по сравнению с давлением в абсорбере. Указанный аппарат позволяет эффективно отделять метан и этан при общем выделении пропана из газа более 60% и бутана более 95%. Выделение значительной части метана и этана снижает нагрузку на компрессор, конденсатор и этановую колонну. [c.21]

Справочник химика 21

Химия и химическая технология