Исходный газ

Линии I — исходный газ Н + СН4 + С2 + Сд и высшие углеводороды II — тощее масло III —уголь обратно в адсорбер. [c.69]

При синтезе на 1 нм превращенного газа выделяется около 650 ккал, что составляет около 23% от всего запаса тепла, находящегося в исходном газе. Этого тепла было бы достаточно для нагрева < , газа до 1500 . В соответствии с [c.90]

Состав исходного газа, % объемы. [c.92]

Если принять, что исходный газ содержит 17% инертных газов и что в ходе синтеза не Получается газообразных углеводородов, таких, как метан, которые увеличивали бы содержание инертных газов, то при 66%-ной контракции на первой ступени из 3000 исходного гаэа будет получено 999 остаточного газа. В том случае, если бы окись углерода и водород были израсходованы в ходе реакции точно в соотношении 1 2, остаточный газ первой ступени содержал бы 49 % СО + Н2. Если принять контракцию на второй ступени равной 33%, то остаточный газ второй ступени будет содержать 16% СО + Н2. [c.93]

Линии / — пар для отдувки II—исходный газ. [c.98]

Как уже отмечалось, содержание олефинов в продуктах синтеза может быть дополнительно увеличено снижением содержания водорода в исходном газе, т. е. использованием непосредственно водяного газа, содержащего СО и Нг в соотношении 1 1. [c.111]

Нормальная нагрузка катализатора составляет примерно 18 л синтез-газа в час на 1 г рутения. Около 78% окиси углерода исходного газа превращается в жидкие и твердые продукты реакции, составляющие в сумме примерно 136 г/м . С 1 г рутения получают 0,24 г час продуктов синтеза. При более значительных удельных нагрузках и, следовательно, скоростях газового потока глубина превращения падает и образуется меньше продуктов реакции из 1 исходного газа. Общий выход с 1 г рутения возрастает до максимума, достигаемого при подаче 10 л синтез-газа в час на 1 г рутения. [c.132]

При таком режиме переходит в жидкие и твердые продукты примерно 45% окиси углерода исходного газа с выходом продуктов синтеза 79 г/м газа, причем с 1 г рутения получают 0,72 г час продуктов реакции. [c.132]

Реактор состоит из облицованной бетоном стальной трубы, обогреваемой снизу газом. По оси печи вертикально проходит бетонная труба, по которой нисходящим потоком пропускается смесь метана с хлором. Этот поток создает своего рода эжектирующее действие, в результате чего засасывается часть прореагировавшего газа. Следовательно, непосредственной теплопередачей можно довести исходный газ до температуры реакции. Одновременно эти газы играют роль разбавителя и могут поглощать часть выделяющейся теплоты реакции. [c.168]

Применение катализаторов во взвешенном состоянии позволяет проводить газофазное хлорирование без каких-либо трудностей. При этом зерна катализатора поддерживаются в состоянии непрерывного движения под действием потока исходного газа. [c.170]

Интенсивное смешение исходных газов осуществляется в промышленном масштабе при помощи устройства, показанного на рис. 376. [c.171]

Поскольку время реакции т не всегда можно определить точно, в формулу (3.1) вместо времени реакции вводят так называемое фиктивное время реакции или величину, обратно пропорциональную фиктивному времени, — объемную скорость. Объемной скоростью называется количество кубических метров исходного газа, проходящего через 1 м катализатора в 1 ч. Объемная скорость выражается в м (м ч), или ч . [c.120]

Зависимость конверсии пропилена в газовой фазе от давления, температуры и содержания воды в исходном газе (термодинамическое равновесие) [c.63]

Составить материальный баланс окисления сероводорода, выделяемого из горючих газов, в ЗОг кислоро-до.м воздуха с его избытком, равным 1,3. Состав исходного газа (в массовых долях) НгЗ 0,88, СО2 0,10 и водяного пара 0,015 (СО2 н М2О остаются неизменными). [c.139]

По составу и объему газа определяется количество (по молям и массе) каждого компонента, поступающего на абсорбцию в исходном газе. [c.83]

По разнице компонентов в исходном газе и перешедших в абсорбент определяются количество компонентов, оставшихся в газовой фазе, общее количество газовой фазы и ее состав. [c.84]

Для глубокой осушки газа с целью повышения экономической эффективности используются различные комбинации рассмотренных процессов. Охлаждение газа и тщательная его сепарация при входе в установки осушки снижают влажность исходного газа и улучшают условия процессов. [c.152]

Иа рис. 59 приведена схема однопоточного каскадного цикла. Ее особенность — получение хладагента из газа, подлежащего сжижению. Исходный газ разделяется на два потока один после дросселирования направляется в теплообменник <3, где охлаждается холодным потоком остаточного газа, другой поток — в теплообменники 2, 4. После охлаждения оба потока смешиваются и поступают в сепаратор 5, Углеводородный конденсат из сепаратора 5 направляется на газофракционирующую установку 10 и разделяется на индивидуальные углеводороды (этан, пропан, бутан) и пентаны + высшие. На основе чистых углеводородов готовится холодильная смесь. Отсепарированный газ из сепаратора 5 после сжижения в теплообменнике 6 дросселируется и поступает в отпарную колонну 7. В колонне из сжиженного газа отпариваются азот и часть метана, уходящие через верх колонны. Сжиженный природный газ из нижней ча-204 [c.204]

На экономику производства гелия оказывают влияние его концентрация в исходном газе и комплексность переработки газа одновременное извлечение из газа H2S, СО2, N2, этана, пропана, бутанов, сжижение раза делают процесс извлечения гелия достаточно рентабельным. [c.205]

Концентрация диоксида серы в исходном газе, % (об.) [c.60]

Компонент Исходный газ, % объемн. Неабсорби-ровавный газ, % объемн. Газ из абсорбционной колонны, выделенный нагревом, % [c.72]

Линии I— исходный газ, содежащий этилен II — С2Н4 и менее растворимые газы III — газ, свободный от С2Н4 IV—медный раствор, свободный от газа V — 96 %-ный этилен на кислотную и щелочную промывку. [c.74]

Разделяемый газ идет навстречу непрерывно движущемуся слою активированного угля и, в зависимости от условий работы и молекулярного веса составляющих газа, в большей или меньше степени адсорбируется углем. Активированный уголь после насыщения, двигаясь к низу колонны, в части ее, расположенной ниже места ввода исходного газа, приходит в соприкосновение с тяжелыми углеводородами, испарившимися из угля в нижней части колонны. Тяжелые углеводороды вытесняют из угля адсорбированные им углеводороды меньшего молекулярного веса и последние выводятся из колонны через специальный боковой газоотвод. При этом происходит фракционирование и прп соблюдении необходимых рабочих условий возможно разделение, как и в обычных ректификационных колоннах. Схема гиперсорбционного процесса приведена на рис. 36. [c.75]

Компонент Исходный газ, % объемн. Испаренный газз о/д объемн. [c.76]

Компонент Исходный газ, % Боковой поток из ректификационной части, % Продукт из низа колонны, % Продукт из голоны колонны, % [c.76]

Температура процесса регулируется при помощи подвешенного в реакторе теплообменника. Разность температур в реакторе составляет 5—6°. Температура синтеза 305—345°, давление 28—45 ат, состав исходного газа примерно 1,8—2,0 Н2 1,0 СО. Как правило, применяют циркуляцию с подачей двух объемов циркуляционного газа на 1 объем свежего. Вначале в процессе употребляли катализатор синтеза аммиака состава 97% Рсз04, 2,5% АЬОз и 0,5 /о К2О. Позже был использован природный магнетит с 0,5% К2О. Катализатор размалывают (до диаметра частиц 0,045—0,45 мм) и. полностью восстанавливают при 350— 460" в кипящем слое,. в то кс водорода. После воостанозлепия температуру снижают ДО 290—300° и подают возрастающее количество синтез- [c.121]

Исходный газ под давлением 3 МПа проходит холодильник, где охлаждается дросселированным потоком выходящего газа, содержащего водород и метан. Охлажденный газ проходит сепаратор, конденсат из которого подается в среднюю часть колонны, а пары после охлаждения внешним хладоагентом в верхнюю часть колонны, Между двумя верхними тарелками вводятся острое орошение, промежуточное циркуляционное орошение и холодная фракция Сз. Головной погон из колонны охлаждают этиленом, имеющим температуру минус 106 С, и разделяют в сепа раторе. Верхний продукт сепаратора выводится из сепаратора как отходящий газ, содержащий водород и метан нижний продукт колонны, со-держащ ий этилен, разделяют на фракции Сг и Сз в сепараторе. [c.300]

При переработке низкоконцентрированных водородсодержащих газов и особенно при небольщом их давлении холода дросселирования метановой фракции может оказаться недостаточно. В этом случае ггредусматривается рециркуляция метановой фракции с подачей ее циркуляционными компрессорами в линию исходного газа. Продуктом криогенной секции является водород 95%-ный (об.) под [c.310]

Соотношение пропиленхлоргидрина и соляной кислоты зависит от температуры и концентрации хлоргидрина, соотношения пропилен хлор, концентрации пропилена в исходном газе и от аппаратурного оформления процесса. С повышением температуры растет избыточное количество соляной кислоты, которое может достигнуть, например, при 75—80 °С примерно 50%. При 40 °С избыток колеблется в пределах 6—10% при концентрации пропиленхлоргидрина 50 г/л. Омыление проциленхлоргидрина происходит так же, как [c.71]

Катализаторы окиси Bi — Р — Мо приводят к образованию небольшого количества окиси пропилена наряду с акролеином [35]. Ванадаты не способствуют образованию окиси пропилена из пропилена [36]. В ряде патентов описано прямое окисление пропилена в смесь различных продуктов, в том числе в окись пропилена. При 330—370 ""С под давлением до 5 кгс/см2 и при конверсни 12,8% выход окиси пропилена составил 24 мол. % наряду с другими продуктами [33]. При 315 °С в исходном газе находилось только 2,7% окиси пропилена наряду с 3,4% ацетальдегида и 0,7% акролеина. Хорошее действие оказывала добавка галогенсодержащих соединений. [c.81]

Это означает, что соотношение NHg G,,Hg должно составлять по меньшей мере 1, а соотношение О 2 jHg — минимально 1,5. При более низких соотношениях появляются значительные потери и наблюдается низкая конверсия из-за образования акролеина. Повышение концентрации NHg и Oj мало сказывается на стехиометрическом отношении. Что касается количества пропилена в исходном газе, то его концентрация находится в линейной зависимости от скорости [c.120]

Э 1 аноламииовая очистка горючих газов ведется на установках (риг.5.5), состоящих из абсорбера и десорбера колонного типа (об)рудо1зашюго соответственно 20 и 15 тарелками) и вспомогательного оборудования. В е1из абсорбера К-1 поступает исходный газ про 1 ивотоком контактирует с нисходящим потоком раствора М3 А. С верха К-1 через каплеотбойник уходит очищенный газ, а [c.159]

С целью сравнения требуется определить состав копдопсата, который получился бы нри однократном переводе исходного газа сразу в конечные условия р = 15 ата и i = 40°. [c.103]

Наконец, в табл. 111.7 проведен расчет однократной перегонки исходного газа каталитического креюп[га с цельто онрецслепия количества и состава конденсата, который отвечал бы одноступепчатому переходу газовой смеси сразу в конечные условия процесса р = 15 ата и t — 40 . Здесь степень отгона е = 0,4622 меньше 0,500, поэтому расчет оказалось удобнее вести но (111.29). [c.103]

По коэффициентам извлечения всех компонентов рассчитывается количество молей каждого компонента газа, погло-щеииого абсорбентом. Для этого число молей каждого компонента в исходном газе умножается на соответствующий коэффициент извлечения. Для перевода объема перерабатываемого газа в кмоли учитываем, что при стандартных условиях 1 кмоль занимает объем 24,046 м (см. табл. 15, графу 8). [c.165]

Разница компонентов в исходном газе и перешедших в абсорбент представляет собой оставшийся (отбензиненный) газ, выходящий нз абсорбера (см. табл. 15, графы 10, И). Моляр-1Н)1Н состав отбензниеииого газа рассчитывают делением числа кмолей каждого компонента в отбензиненном газе на общее число его кмолей (см. табл. 15, графу 12) [c.165]

При эксплуатации установок масляной абсорбции в условиях промысла меняются чаще всего состав исходного газа и давление. Для получения требуемого качества отбензиненного газа наиболее легко управляемыми параметрами являются удельная циркуляция абсорбента и температура абсорбции, что необходимо учитывать при ироектироваини уста1Ювок. [c.166]

Потребная циркуляция абсорбента ири химической абсорб-нни прямо пропорциональна концентрации кислых компонентов в очищаемом газе при физической абсорбции она постоянна и ке зависит от исходной концентрации кислых компонентов. При содержании кислых компонентов в природном газе до 3—4% потребная циркуляция химического абсорбента меньше, чем (Ьнзического при содержаниях более 3—4% циркуляция хими- еского абсорбента больше, чем физического. Эта разница тем больше, чем выше копцептрация кислых компонентов в исход- ом газе. В соответствии с этим в первом приближении процессы химической абсорбции целесообразно применять при низком содержании кислых компонентов в исходном газе при высоком содержании целесообразнее процессы физической абсорбции. [c.170]

Сульфинол -процесс обеспечивает глубокое извлечение H2S, СО2, OS, S2, RSH, RSR. Основное количество компонентов поглощается физическим растворителем, тонкая очистка осуществляется диизопропаноламином. Раствор сульфииол химически и термически стабилен, имеет низкую теплоемкость и давление насыщенных паров. При взаимодействии с СО2 сульфи-нол незначительно деградирует с образованием диизопропанол-оксозолидона, который имеет щелочную реакцию и хорошо растворяет кислые газы. Разложение сульфинола при наличии СО2 в очищаемом газе в 4—6 раз меньше, чем моноэтанолами-иа. Поглощающая способность сульфинола примерно в 2 раза выше, чем МЭА, что снижает удельное количество циркулирующего абсорбента. Сульфинол -процесс высокоэкономичен как при низких, так и при высоких парциальных давлениях кислых газов в исходном газе. Расход пара на регенерацию абсорбента [c.183]

Практика очистки больших потоков высокосернистого природного газа освоила методы химической и физической абсорбции и установила ориентировочные границы их применения. Считается, что при содержании в исходном газе сероводорода примерно 1—8% следует применять процессы химической абсорбции, сиыше 8% — процессы физической абсорбции. [c.196]

Справочник химика 21

Химия и химическая технология