Диоксид углерода компримирование

Нефтяной газ давлением 0,14 МПа сжимают компрессором до 2,1— 6,9 МПа (в зависимости от давления природного газа), после чего смесь газов направляют на стадию предварительной обработки (осушка, отделение брызг, тумана, твердых частиц, ири необходимости нагрев). Смешанный поток поступает на мембранную часть установки, работающую при давлении 2,1—6,9 МПа в напорном канале и 0,34—0,96 МПа —в дренажном. Ретант (10—30%-й) после доочистки абсорбционным методом до концентрации СО2 2—3% (об.) направляют потребителю. Пермеат, содержащий более 95% (об.) диоксида углерода, смешивают с выделившимся после регенерации абсорбента газовым потоком и после компримирования вводят в скважину. От 80 до 93% всей [c.299]

Природный газ подвергается сжижению на специальных установках путем его охлаждения до температуры —162 °С. В состав установок входят следующие блоки и узлы блок очистки газа от диоксида углерода, блок осушки газа, низкотемпературный блок сжижения с узлами компримирования хладагента и сырьевого газа, узел вывода широкой фракции углеводородов и узел получения компонентов хладагента. Расход энергии на таких установках зависит от выбранной технологической схемы [c.128]

Компримирование газа до 6,5 МПа осуществляется в пять ступеней. После каждой ступени сжатия газ охлаждается в холодильниках 25 и отделяется от конденсата в газосепараторах 24. Конденсат насосом 23 возвращается в сепаратор 20. После IV ступени компримирования газ проходит очистку раствором МЭА в колоннах 28 и 30. На верх колонны 28 подается охлажденный в водяном холодильнике 29 15%-ный водный раствор МЭА, который поглощает из газа, поднимающегося с низа колонны, сероводород и диоксид углерода. Очищенный газ возвращается на V ступень турбокомпрессора, а насыщенный раствор МЭА нагревается в паровом подогревателе 31 и подается на регенерацию в колонну 30. [c.36]

Расчетная модель системы и процесса. Система в общем виде состоит из источника, линейной части магистрального трубопровода, линейных насосных станций, промысловой станции закачки (рис. 5.62). В отличие от модели для газообразного СОг в данном случае источник входит в состав модели в качестве учитываемого элемента, так как во многих случаях диоксид углерода, отделяемый от основного производства, находится в газообразном состоянии, и перед трубопроводом устанавливается блок сжижения (ХБ) и насосный блок (ГНС). Блок сжижения, как правило, предусматривает предварительное компримирование СОг. В данной методике этот вопрос не детализируется, а мощность ХБ оценивается укрупненно по удельным затратам мощности на производство холода на различных температурных уровнях. [c.277]

Функциональная схема ХТС производства этилена из бензина изображена на рис. 6.6. Бензин и рециркулирующий этан поступают на пиролиз. Продукты пиролиза (пирогаз) направляются на стадию первичного фракционирования, где легкая и тяжелая смолы отделяются от газа пиролиза. Последний направляется на компримирование (сжатие компрессором). Газ пиролиза очищают от сероводорода и диоксида углерода, одновременно отделяются тяжелые фракции (С5 и выше). После осушки газ пиролиза поступает на разделение. В современных установках перед разделением газ подвергают глубокому охлаждению и выделяют водород и метан. Этан-этиленовая фракция подвергается очистке от ацетилена методом селективного гидрирования и разделяется на этилен с концентрацией 99,9% и этан. Последний возвращается на пиролиз. [c.353]

Химико-технологическая система получения этилена включает следующие подсистемы (установки) пиролиз углеводородов компримирование газа пиролиза удаление тяжелых углеводородов осушка газа пиролиза на цеолитах разделение газа пиролиза (фракционирование) удаление сероводорода, диоксида углерода и ацетилена из газа пиролиза. [c.389]

I - пиролиз 2 - первичное фракционирование 3 - компримирование 4 - выделение тяжелых углеводородов 5 - очистка пирогаза от сероводорода и диоксида углерода 6 -сушка 7 - охлаждение и выделение водорода 8 - разделение газа пиролиза 9 - очистка от ацетилена и разделение этана и этилена 10 - очистка от метилацетилена н разделение пропана и пропилена [c.391]

Побочным продуктом спиртового брожения является диоксид углерода, количество которого в соответствии с суммарным уравнением этого процесса равно 96 % массы этилового спирта. Для его улавливания головные чаны бродильной батареи герметизируют. Газ направляют на очистку и компримирование, получая по описанной в соответствующем курсе технологии жидкую углекислоту с выходом 50—60 % теоретически достижимого. [c.270]

В соответствии с газовым балансом (см. табл. 1.7 и 1.6) в каталитическом реакторе образуется большое количество водорода, а в высокотемпературном — оксида углерода. Смешанный конвертированный газ проходит очистку от диоксида углерода раствором моноэтаноламина в абсорбере 14 и направляется в отделение компримирования 16 (диоксид углерода, выделяемый в регенераторе 15, используется для получения мочевины). [c.28]

У нас в стране действуют комбинированные схемы синтеза метанола с производством чистого водорода, применяемого в процессах гидрирования [179]. В качестве исходного сырья используют газовую смесь, полученную в результате газификации кокса или полукокса. Образующийся в результате реакции водяного газа исходный газ очищается от соединений серы, проходит стадии конверсии избыточного оксида углерода, компримирования, очистки от диоксида углерода и синтеза метанола. Для обеспечения глубокой переработки оксида углерода и получения газа, обогащенного водородом, на стадии синтеза метанола поддерживают высокое соотношение Н2 СО в исходном и циркуляционном газах. Состав газовых потоков следующий (% об.) [c.212]

На рис. 5.19 изображен один из вариантов схемы синтеза карбамида с двухступенчатой дистилляцией плава и жидкостным рециклом. Газообразный диоксид углерода, предварительно осушенный и очищенный от механических загрязнений, от сероводорода и органических серусодержащих соединений, сжимается в четырехступенчатом компрессоре до 20 МПа и при 95—100 °С направляется в смеситель 6. (При необходимости на одной из ступеней компримирования осуществляется каталитическая очистка СОг от примеси водорода во избежание его накопления в производственном цикле). Сюда же под давлением 20 МПа плунжерным насосом 3 подается жидкий аммиак t л 90 °С), а плунжерным насосом 7 — раствор углеаммонийных солей t 95 °С), в виде которого возвращаются в цикл NH3 и Oj. В результате [c.240]

На рис. 118 изображен один из вариантов схе мы синтеза карбамида с двухступенчатой дистилляцией плава и жидкостным рециклом. Газообразный диоксид углерода, предварительно осушенный и очищенный от механических загрязнений, от сероводорода и органических серусодержащих соединений, сжимается в четырехступенчатом компрессоре до 20 МПа и при 95—100 С направляется в смеситель 6. (При необходимости на одной из ступеней компримирования осуществляется каталитическая очистка СО от примеси водорода во избежание его накопления в производственном цикле.) Сюда же под давлением 20 МПа плунжерным насосом 3 подается жидкий аммиак (/ 90°С), а плунжерным насосом 7 — раствор аммонийных солей (/ = 95 °С), в виде которого возвращаются в цикл NH3 и СО2. В результате перемешивания компонентов в смесителе при 175 °С начинается образование карбамата аммония. Затем реакционная смесь [мольное отношение NH3 i СО2 Н2О = (3,8-н 4-4,5) 1 (0,5-ьО,8)] поступает в колонну синтеза 5, в которой при 185 °С и 20 МПа завершается образование карбамата аммония и его разложение до карбамида. [c.235]

Используемые в настоящее время на нефтеперерабатывающих заводах (НПЗ) схемы газофракционирующих установок различаются в основном способами деэтанизации сырья и последовательностью извлечения целевых продуктов Установки разделения предельных газов включают блоки компримирования и охлаждения газов, стабилизации, щелочной очистки от сероводорода и диоксида углерода, разделения методом ректификации. [c.54]

По лицензии канадской компании "Про Вест Инжиниринг ЛТД", находящейся в Калгари, разработана и внедрена экономически эффективная технология глубокого извлечения этан-(-высшие и/или пропан-1-высшие на имеющемся оборудовании (рис.7) [18]. Процесс применим на любой турбодетандерной установке и установке охлаждения при низком давлении. Этот процесс легко приспособить к имеющимся условиям, поскольку он позволяет избегать вымораживания диоксида углерода. Для этого на стадии проектирования достаточно предусмотреть более высокое давление в деметанизаторе, позволяющее поддерживать более высокие температуры при достаточной глубине извлечения этана. Процесс обеспечивает дополнительную утилизацию имеющегося холода и энергию компримирования. Новый процесс используется на четырех установках, перерабатывающих 0,8-14,2 млн.м /сут газа. На вновь построенном оборудовании извлечение этана при тех же [c.21]

Раствор в кубе абсорбера И содержит ацетилен и его гомологи, а акже значительное количество близкого к ним по растворимости диоксида углерода с примесью других газов. Он проходит дроссе.тьный вентиль 13 и поступает в десорбер 14 первой ступени. За счет снижения давления до 0,15 МПа и нагревания куба до 40 "С из раствора десорбируются ацетилен и менее растворимые газы. Ацетилен при своем движении вверх вытесняет из раствора диоксид углерода, который вместе с другими газами it частью ацетилена выходит с верха десорбера, предварительно отмываясь от растворителя водным конденсатом. Эти газы возвращают на компримирование. Концентрированный ацетилен выводят 13 средней части десорбера 14 промывают в скруббере 15 водой I через огнепреградитель 16 выводят с установки. [c.85]

Первичным источником диоксида углерода служит аммиачный завод в г. Стерлингтоне, побочные газообразные отходы которого транспортируются на месторождение ш магистральному тру- бопроводу при сверх критическом давлении (9,5—12 МПа). На первом этапе доля иервичного источника составляла 100—70%. Б дальнейшем от него поставлялось 0,3—0,4 млн. мз/сут, а из нефтяного газа извлекалось 1,1,—1,2 млн. м /сут, т. е. 75—80%. Продукция нефтяных скважин по однотрубной системе поступает на первую ступень сепарации, где при давлении 0,6—0,7 МПа углекислый газ отделяется от обводненной нефти и после пред-ва1рительной осушки подается на станцию закачки. На этой станции осуществляется трехступенчатое компримирование с промежуточным воздушным охлаждением до 9—9,5 МПа. Далее после смешения с поступающим при таком же давлении продуктом от первичного источника СОг подается ва распределительный пункт, к которому подсоединены и водоводы для подачи воды при чередующейся закачке СОа и Н О. Исходный газовый фактор на данном месторождении невелик, поэтому содержание СОа в отделяемом на первой ступени сепарации газе достигает 98%, что исключает необходимость создания специальной установки для разделения (фракционирования) нефтяного газа. Из этого следует, что в определенных условиях низкий газовый фактор нефти является дополнительным исходным параметром, благоприятствующим внедрению метода закачки диоксида углерода в пласт для ПНО. [c.245]

Поступающий от источника газообразный диоксид углерода (раач= = 1 МПа, Гяач=7 °С) сжижается в холодном блоке без предварительного компримирования. Требуемая при этом мощность холодильного блока достигает почти 6 МВт, что составляет 82% суммарной мощности на систему получения жидкого Oj, его транспортировки и закачки. Мощность холодильного блока и, следовательно, суммариую мощность можно существенно снизить при использовании предварительного компримирования и охлаждения в ABO. Эта схема в данном случае не рассматривается, так как она описана в разделе Методика расчета магистральной транспортировки СО в газообразном состоянии применительно к оборудованию промысловой станции закачки (СС). [c.292]

Компримирование, очистка и осушка. Пирогаз из сепаратора 7 с температурой 40 °С поступает на всасывающую линию первой ступени пятиступенчатого пирогазового компрессора 11. На I—IV ступенях он компримируется до давления 1,9 МПа, охлаждается в межступепчатых холодильниках 1, отделяется от жидких углеводородов в сепараторах 10, после чего передается на очистку. Очищается пирогаз от сероводорода и диоксида углерода в колонне щелочной очистки 12 при давлении 1,9 МПа и температуре 45—50°С. Затем он охлаждается в холодильнике 1 и компримируется до давления 4, МПа в V ступени компрессора И. Далее пирогаз охлаждается в холодильниках 1 до 15 X и поступает в осушители 13, заполненные цеолитами, где он осушается до точки росы минус 60—минус 70 °С. [c.144]

Парогазовая смесь после котла-утилизатора 5 проходит водоподогревательный теплообменник 7, охлаждается до темпе- ратуры 200 °С и направляется в трубы Вентури 8 для очистки от сажи. Газ отделяется от загрязненного сажей конденсата в циклоне 9, охлаждается до 120°С в теплообменнике 10 и поступает на дальнейшее охлаждение (до 40 °С) в воздушный холодильник 11. После отделения в сепараторе сконденсировавшейся влаги конвертированный газ направляется на очистку от избыточного диоксида углерода в абсорбер моноэтаноламиновой очистки 13. Отработанный раствор моноэтаноламина регенерируется в регенераторе 14. Исходный газ для синтеза метанола далее поступает на компримирование. [c.24]

Газ пиролиза под давлением около 0,4 МПа, очищенный от сажи, поступает в скруббер 3 для поглощения высших гомологов ацетилена и ароматических углеводородов. Скруббер орошается метанолом, подаваемым в небольшом количестве. Удаление наименее стабильных углеводородов перед компримированием предотвращает образование полимеров в системе компрессии. Насыщенный абсорбент из скрубберов 3 поступает на выделение высшых гомологов ацетилена в систему отпарки 7. Газ из абсорбера 3 сжимается компрессором 2,а до 2 МПа и направляется в абсорбер 4, орошаемый метанолом с температурой —80 °С. В абсорбере 4 поглощаются ацетилен, диоксид углерода и некоторое количество малорастворимых в метаноле газов (оксид углерода, метан, этилен). [c.56]

Процесс производства этилена включает следующие стадии пиролиз углеводородов компримирование газа пиролиза выделение тяжелой фракции С4 и выше осущку разделение на фракции (Н2-ЬСН4, Сг, Сз) удаление сероводорода, диоксида углерода и ацетилена концентрирование этилена. Получающийся этилен с концентрацией 97—98% может быть использован для производства этилового спирта, этиленоксида и др. [c.95]

Справочник химика 21

Химия и химическая технология