Установка абсорбционная для выделения

При получении азотной кислоты в установках, работающих под давлением, близком к атмосферному, переработку окислов азота выгодно проводить не выше, чем на 90—92%. Стремление к достижению более высокой степени переработки приводит к чрезмерному увеличению объема абсорбционной зоны, так как скорость реакции окисления N0 0 уменьшением ее концентрации резко снижается. Поглощение окислов азота, оставшихся не переработанными в азотную кислоту, осуществляют щелочными растворами. Теоретически для полного поглощения окислов азота раствором щелочи достаточно окислить их на 50%. В этом случае абсорбция не сопровождается (как при кислотном поглощении) выделением N0. Щелочная абсорбция окислов азота применяется пе только с целью увеличения степени использования окислов азота, по также и для обезвреживания выхлопных газов. В качестве абсорбента большей частью применяют раствор соды, иногда раствор. едкого натра, известковое молоко и др. [c.290]

Стоимость водорода, вырабатываемого на этих установках, сравнима со стоимостью водорода, получаемого конверсией газообразного сырья с паром. Однако вследствие небольших производительностей этот процесс едва ли найдет широкое распространение на нефтеперерабатывающих заводах и, по-видимому, будет использоваться как дополнение к установкам низкотемпературного фракционирования или -абсорбционного выделения водорода. Методы низкотемпературного фракционирования и абсорбции наиболее экономичны при выделении водорода с чистотой 80—95% из сырья со сравнительно низким его содержанием. Диффузионное разделение через палладий более применимо для сырья, содержащего 70—80% водорода, и для получения его чистотой более 99%. [c.113]

Для выполнения атомно-абсорбционных измерений в факеле собрана установка, блок-схема которой приведена на рисунке. В установке использованы твердотельный импульсный лазер (длина волны генерируемого излучения 1,06 мкм), работающий в режиме свободной генерации (энергия излучения в импульсе 6—8 Дж, длительность импульса 1,2 мс), и лампы с полым катодом типа ЛСП-1, работающие в импульсном режиме (ток в импульсе 200—600 мА, длительность импульса 30—60 мкс). Для выделения резонансной линии определяемого элемента и линии сравнения используют монохроматор МДР-3 (обратная линейная дисперсия 1,5 нм/мм). Регистрацию излучения лампы с полым катодом производят на экране осциллографа с памятью С8-9А с помощью фотоумножителя ФЭУ-39А. Для согласования времени запуска отдельных частей установки она содержит блок синхронизации, который состоит из генератора пуска Г5-15 и генератора сдвинутых импульсов Г5-7А. [c.63]

На газоперерабатывающих заводах абсорбцию и десорбцию проводят в абсорбционных и ректификационных аппаратах тарельчатого и насадочного типа. При наличии технологического контура абсорбер—десорбер можно организовать поглощение из газа соответствующих компонентов в абсорбере и выделение их в десорбере извлеченные из насыщенного абсорбента углеводороды получают с верха десорбера и направляют потребителям (или на другую установку), а регенерированный абсорбент отводят с низа десорбера и подают в абсорбер для повторного использования (на ГПЗ в качестве абсорбента применяют бензиновые и керосиновые фракции или их смесь). [c.195]

В настоящее время в Советском Союзе действуют и вводятся в действие установки ио выделению чистого этилена по абсорбционному методу мощностью 12 и 30 тыс. т в год и по конденсационному методу мощностью 15 и 30 тыс. г в год. В связи с тем, что такие мощности не обеспечивают потребности промышленности нефтехимического синтеза, проектируются новые типовые установки мощностью по этилену 60 и 120—150 тыс. т в год. Наряду с этиленом на этих установках будут вырабатываться в качестве товарных продуктов пропилен около 25 и 50—60 тыс. г в год и водород — 4 и 8—10 тыс. г в год [74]. [c.72]

В связи с переходом к строительству крупных этиленовых установок возникает вопрос о целесообразности замены гидрирования ацетилена на его абсорбционное выделение [57]. Ресурсы ацетилена на этиленовых установках при пиролизе различного сырья этилена составляют [в % (масс.) от этилена] [c.64]

Рассмотрены основные процессы производства ацетилена из углеводородного сырья природного и попутного газов, нефти и продуктов ее переработки приведены необходимые расчетные уравнения по абсорбционной аппаратуре подробно рассмотрены наиболее прогрессивные установки по выделению ацетилена из газовых смесей. [c.2]

Комбинированные процессы. Промышленные схемы газофракционирующих установок включают в себя комбинированные процессы разделения газа — конденсацию, компрессию, ректификацию, абсорбцию и десорбцию. Например, газ на установках каталитического крекинга отделяется от бензина при низком давлении. В этом случае применение только абсорбции для выделения из крекинг-газа необходимых компонентов потребует большого расхода абсорбента, а следовательно, и повышенных эксплуатационных затрат. Поэтому извлечение на этих установках из газа нужных компонентов осуществляется смешанными методами (абсорбционно-компрессионными, абсорбционно-конденсационными и т. д.). [c.220]

Рис. 119. Схема установки для выделения углеводородов из газа абсорбционным методом

Отгонка дивинила ведется под вакуумом в случае применения высококипящих поглотителей (например керосина) или под небольшим давлением для поглотителей, кипящих при умеренных температурах (этиловый спирт). Равновесие между жидкостью и паром в системе дивинил — этиловый спирт изучено экспериментально [42] и представлено на рис. 42. Схема установки для выделения сырого дивинила из насыщенного спирта дана на рис. 43. Перед вступлением в отгонную колонну насыщенный поглотитель подогревается до 70—90°, а в кубе колонны его температура доходит до 105° при давлении до 2 ат. Регенерированный спирт возвращается через систему холодильников и теплообменников снова на абсорбцию, а сырой дивинил сохраняется в соответствующих приемниках. Неконденсирующийся газ из холодильника поступает опять на абсорбционную установку. [c.135]

На процессы абсорбции и десорбции оказывают влияние давление, температура, удельный расход абсорбента и десорбирующего агента, число ступеней контакта. Повышение давления и снижение температуры ускоряют абсорбцию и замедляют десорбцию. Процесс абсорбции сопровождается выделением теплоты. В абсорбционно-десорбционной установке (рис. 4) исходный газ в абсорбере контактирует в противотоке с абсорбентом, освобождается от извлекаемых компонентов [c.14]

Для выделения этилена в абсорбционно-ректификационных установках применяют или тяжелые ароматические углеводороды (С и выше), или углеводороды С4—С5. Во всех случаях, когда абсорбция проводится при низких температурах, производится предварительная осушка исходного газа. [c.299]

Абсорбция является, как известно, экзотермическим процессом. Это значит, что извлечение компонентов из газа жидкими поглотителями сопровождается выделением тепла и повышением температуры взаимодействующих потоков, в результате чего интенсивность процесса снижается и при определенных условиях абсорбция прекращается и начинается десорбция извлеченных компонентов. На промышленных установках для снижения отрицательного воздействия экзотермического эффекта предусматривается возможность съема тепла по высоте абсорбционного аппарата. Общее количество тепла, которое выделяется в процессе абсорбции газов, определяют по уравнению [c.201]

С самого зарождения нефтяной промышленности была признана важность облагораживания сырья и производства более ценных продуктов. В начальный период нефть разделяли периодической перегонкой на ряд фракций, различавшихся по температурам кипения и плотности. Природный газ пропускали через адсорбент (активированный уголь) для выделения газового бензина И получения сухого газа. Примитивные периодические установки постепенно вытеснялись трубчатками и абсорбционными установками непрерывного действия, которые, хотя и значительно более совершенны, чем прежние, все еще не обеспечивают достаточно четкого разделения. [c.48]

Газ содержит компоненты, имеющие температуру кипения выше, чем температура конца кипения абсорбента. Это< может иметь место на абсорбционных установках, работающих при положительных температурах, когда до абсорбера не удается обеспечивать полное выделение из газа тяжелых углеводородов. [c.194]

В этом случае потери легких фракций абсорбента полностью компенсируются за счет поглощенных из газа компонентов. Однако в абсорбенте происходит накопление тяжелых компонентов, повышается температура конца кипения абсорбента, снижается его поглотительная емкость. Для поддержания качества абсорбента необходима периодическая замена части циркулирующего абсорбента или же выделение из него тяжелых фракций, т. е. для обеспечения. нормальной работы абсорбционной установки требуется свежий абсорбент. [c.194]

Таким образом, варианты схем абсорбционных установок обусловливают или наличие отдельной установки получения абсорбента, или же дополнение схемы еще одной колонной для выделения из абсорбента тяжелых компонентов. [c.194]

Как было указано выше, при работе абсорбционной установки под средним и высоким давлениями наряду с пропаном и высшими углеводородами абсорбентом поглощается также значительное количество метана и этана. Это усложняет схему десорбции. Из-за большого давления насыщенных паров продуктов верха колонны (рис. 7.13) затрудняется их конденсация, так как требуются низкие температуры. В емкости орошения Е-1 продукты находятся в двух фазах. Жидкая фракция в основном состоит из смеси целевых компонентов, она направляется на газофракционирующую установку. Газовая фракция состоит практически из всех компонентов исходного газа. Выделение из этой смеси целевых компонентов является одним из путей повышения эффективности абсорбционной установки. Для этой цели остаточный газ из емкости Е-1 можно повторно перерабатывать в отдельной колонне, либо произвести рециркуляцию этого потока в основной абсорбер К-1. Экономическая целесообразность применения той или иной схемы определяется конкретными условиями производства, в первую очередь составом и количеством газовых потоков и давлением процесса. [c.214]

Первоначально искусственное охлаждение в широких масштабах начинает применяться нри заготовке и транспортировке пищевых продуктов. Первая установка для замораживания мяса была построена в г. Сиднее в 1861 г. В этом же году (и также в Австралии) на нефтеперерабатывающем заводе была установлена холодильная машина для выделения парафина из сырой нефти, что явилось началом внедрения искусственного холода в отрасли химической промышленности. К концу 70-х и началу 80-х гг, прошлого столетия относятся первые попытки перевозок мяса т Южной Америки и Австралии во Францию и Англию на судах-холодильниках с воздушными и абсорбционными холодильными машинами. Перепонка продуктов в железнодорожных вагонах с ледяным охлаждением началась в 1858 г. в США. Первый крупный холодильник с машинным охлаждением был сооружен в Бостоне (США) в 1881 г. В том же году был построен холодильник в Лондоне, а в 1882 г. - в Берлине. [c.2]

Ниже приведены сравнительные технико-экономические расчеты по адсорбционному и абсорбционному процессам выделения СО2 применительно к установке мощностью 55 тыо.м Ч1% [c.30]

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 более полного насыщения жидкости, а также выделения из раствора поглощенного компонента в чистом виде применяют абсорбционные установки с рециркуляцией жидкости и десорбцией компонента из концентрированного раствора. [c.167]

Принципиальная схема абсорбционной установки разделения пирогаза изображена на рис. 95. Сжатый и очищенный от сернистых соединений пирогаз подают в колонну тяжелых фракций 1, предназначенную для выделения из пирогаза углеводородов С4 и выше. Колонна 7 снабжена дефлегматором 2, охлаждаемым аммиаком или пропаном. Из колонны тяжелых фракций пирогаз направляют на осушку в абсорберы 5, заполненные окисью алюминия или силикагелем. Осушенный пирогаз охлаждают в холодильниках 5 и 7 до температуры примерно 250 °К и затем подают в абсорбционно-отпарную колонну 8, из которой отбирают метано-водородную фракцию и фракцию Сг—С4. [c.313]

Выбор наилучшей схемы ректификации этан-этиленовой смеси и оптимальных параметров процесса во многом зависит от принятых в данном процессе методов фракционирования, выделения ацетилена (гидрирование, селективная абсорбция) и от других конкретных условий, В абсорбционных установках разделения газов пиролиза ректификацию этан-этиленовой смеси ведут при давлении 28—32 ат по схеме с тепловым насосом при работе по этой схеме в качестве рабочего тела используют нропан-пропиленовую фракцию. Расход энергии для данной схемы значительно выше, чем расход энергии для рассмотренных выше схем, в которых рабочим телом служит этилен или этан. [c.338]

Принципиальная схема установки для атомно-абсорбционного анализа показана на рис. 52. Свет от разрядной трубки 1, испускающей линейчатый спектр определяемого элемента, пропускают через пламя горелки 2, в которое впрыскивают тонкий аэрозоль анализируемого вещества. Область спектра, соответствующую расположению измеряемой резонансной линии, выделяют монохроматором 3. Затем излучение выделенной линии поступает на фотоумножитель или фото-368 [c.368]

Колонна имеет 19 тарелок. Параметры работы колонны следующие давление Р = 0,75 МПа, температура верха 67 °С, температура низа 167 °С. Газы стабилизации — верхний продукт колонны 11 — после сероочистки (абсорбер 17) направляются на установку выделения ШФУ (рис. П1.89, в), состоящей из двух последовательно включенных колонн абсорбционно-отпарной (АОК) 18 и десорбера 20. В АОК из газов стабилизации извлекаются пропан + высшие. Верхний продукт (газы деэтанизации) отводится в систему газоснабжения, а насыщенный пропаном + высшие абсорбент (нижний продукт) направляется в десорбер 20, где отпариваются поглощенные углеводороды. Верхний продукт десорбера 20 — ШФУ — отводится на склад готовой продукции, а тощий абсорбент (нижний продукт) возвращается в цикл абсорбции на орошение АОК. В качестве абсорбента используется стабильный конденсат — товарный продукт завода. Проектные параметры работы АОК следующие давление Р = 0,6 МПа, температура верха = 59 °С, температура газа = 82 °С. Параметры работы десорбера давление Р = 1,5 МПа, температура верха /а = 127 °С, температура низа = 160 °С. Производительность установкн комплексной подготовки газа 5 млрд. м газа в год, каждая УКПГ состоит из четырех технологических линий. Производительность установки стабилизации конденсата 1,04 млн. т в год. Основные технические решения Оренбургского комплекса по переработке конденсатсодержащего газа вполне соответствуют современному уровню. [c.260]

Абсорбционный метод получил широкое применение для выделения газолина из природных газов. Чтобы из углеводородных газов можно было получать в чистом виде этан, пропан и бутан, метод подвергали различным усовершенствованиям. К числу этих усовершенствований относятся понижение температуры абсорбции, увеличение давления, применение новых растворителей, установка дополнительных колонн, усовершенствование самих колонн и т. п. [c.79]

При окислении пропана отходящие через верх абсорбционной колонны газы имеют следующий состав 69% пропана, 6% двуокиЬи углерода, 14% окиси углерода, 5% азота и 6% метана, этана и этилена. Большая часть газов (75%) возвращается на окислительную установку, меньшая — в установку для выделения углеводорода. [c.154]

При абсорбционном методе можно использовать более низкое давление и более высокие температуры. Газовая смесь под давлением в противотоке контактирует с поглотительным маслом, в котором растворяются все углеводороды, имеющие 2 и более атомов углерода. Метан и водород при этом не абсорбируются и выводятся с установки. Затем газообразные углеводороды выделяются из поглотительного масла и разделяются ректификацией, что после удаления водорода и метана не представляет значительных трудностей. Освобожденное от газообразных углеводородов поглотительное масло возвращается на установку. Выделение газов из поглотительного масла можно провести таким образом, что при этом уже будет иметь место разделение на фракции с определенным числом атомов углерода. Дальнейшее разделение на отдельные компоненты путем перегонки не представляет труда. Часто получаемая при фракционировании чистота уже достаточна для последующей переработки. Абсорбционный метод обладает большими достоинствами для концентрпрования газов с небольшим содержанием олефиновых углеводородов. [c.45]

В газоотделителе установки каталнтическо1 о крекинга жирный газ отделяется от сконденсированного бензина, содержащего значительное количество растворенных газов. Для извлечения из жирных газов бензиновых фракций и для удаления из жидкого бензина растворенных легких газов, придающих ему нежелательно высокую упругость паров, а также для выделения из легких продуктов крекинга пропан-пропиленовой и бутан-бутиленовой фракций оба потока направляются из газоотделителя на абсорбционно-газофрак-ционирующую установку. На этой установке получают сухой газ, бензин с требуемой упругостью паров, бутан-бутиленовую и про-пан-пронилеиовую фракции. [c.170]

МПа поступает во входной сепаратор С-1 для отделения капельной жидкости сконденсировавшейся влаги и тяжелых углеводородов. Газ из сепаратора подается на очистку в абсорбционную колонну К-1, на верх которой подается регенерированный абсорбент Сульфинол . Очищенный газ из К-1 поступает в сепаратор С-2 для отделения унесенного абсорбента, который объединяется с потоком регенерированного абсорбента и возвращается в К-1. Насыщенный абсорбент с низа К-1 направляется в экспанзер, где за счет понижения давления происходит выделение растворенных углеводородов. Количество газов дегазации в этом процессе ввиду повышенной растворимости углеводородов в физическом абсорбенте значительно больше, чем в процессах аминовой очистки, причем и содержание HjS в них выше. Поэтому целесообразно осуществлять очистку экспанзерного газа в отдельной колонне. В приведенном варианте схемы абсорбер К-2 для очистки экспанзерного газа (низкого давления) выполнен в одном корпусе с дегазатором В-1. Часть регенерированного абсорбента подается на верхнюю тарелку К-2. В других вариантах схемы экспанзерный газ может возвращаться в поток сырьевого газа после компримирования его до первоначального давления. Частично дегазированный абсорбент после В-1 подогревается в теплообменнике Т-1 обратным потоком регенерированного Сульфинола и поступает на регенерацию в К-3. Кислый газ с верха К-2 проходит через холодильник Х-2 для конденсации иаров унесенного абсорбента и поступает в емкость орошения. Кислые газы направляются на установки получения серы, а Сульфинол поступает на верхнюю тарелку К-3 в качестве орошения. Для поддержания температуры десорбции (65 °С) часть абсорбента подогревается в испарителе И-1. Регенерированный Сульфинол с низа К-3 насосом Н-3 подается после охлаждения в рекуперативном теплообменнике Т-1 и водяном холодильнике Х-1 в абсорбционные колонны К-1 и К-2. [c.57]

Если для отделения метана и водорода использовать абсорбционный метод, можно ограничиться более низкими давлениями и значительно более высокими температурами. Абсорбциоппый метод заключается в том, что газовую смесь приводят в соприкосновение с поглощающим маслом, движущимся противотоком к газу. Абсорбцию проводят под давлением в условиях, прп которых в масло растворяются углеводороды с двумя и больше атомами углерода, тогда как метан и водород не поглощаются и покидают установку в виде остаточного газа. После этого из поглощающего масла отгоняют углеводороды, которые затем разделяют ректификацией. Поскольку метан и водород удалены, эту ректификацию осуществить гораздо легче. После отпарки углеводородов поглощающее масло возвращают на абсорбционную установку. Газы можно отпаривать от масла и таким образом, чтобы одновременно происходило разделение углеводородов на фракции по числу атомов углерода это облегчает дальнейшее выделение индивидуальных углеводородов ректификацией. [c.149]

Теория и практика показывает, что на установках НТА можно уменьшить выделение тепла не только в верхней, но и в нижней части абсорбера и обеспечить в результате этого благоприятные условия для увеличения степени извлечения целевых углеводородов в абсорбере. Для этого необходимо частично извлечь из сырого газа за пределами абсорбера бутаны и более тяжелые углеводороды насыщенным абсорбентом, стекающим с нижней тарелки абсорбера, т. е. произвести отбензинивание исходного сырья за пределами абсорбционного контура. В ряде случаев на установках НТА для повышения эфс ективности процесса используют одновременно узел предварительного насыщения регенерированного абсорбента легкими углеводородами и узел предварительного отбензннивания сырого газа насыщенным абсорбентом. [c.214]

До применения этого аппарата газы, выделяющиеся в отпарной колонне абсорбционных установок, приходилось возвращать на реабсорбцию или рециркулировать насыщенное масло из масляного абсорбера через главную колонну крекинг-установки, что связано с дорогостоящими повторными компрессией, испарегшем и абсорбцией. Без рециркуляции целевой компонент (например, Сз) терялся при обратном выделении легких газов из насыщенного абсорбента. [c.159]

Наибольшее применение нашли методы, относящиеся к I группе и получившие название круговых абсорбционно-десорбционных процессов. Их отличительной особенностью является выделение при дейорбции концентрированного сероводорода, который может быть передан на установки для получения серы или серной кислоты. [c.58]

Спиртовой раствор хлороводорода получают либо периодическим процессом путем взаимодействия концентрированных серной и соляной кислот [531, либо синтезом из элементов. В последнем случае хлористый водород получают в результате взаимодействия хлора с водородом в реакционном аппарате (печь) при температуре 600—700° С. Водород и хлор из ресиверов через ротаметры подаются в печь. Перед включением систему продувают вначале азотом 10—15 мин, а затем водородом. Включают запальник (электроспираль) и подают в печь хлор. Для полноты реакции необходим небольшой избыток водорода 1,1 1,0. При установившейся реакции выключают запальник, так как реакция идет автотермично вследствие выделения большого количества тепла (22,1 ккал1 г моль). Из реакционного аппарата газообразный хлороводород охлаждают и направляют в абсорбционную колонную установку барботажно-пенного типа или в батарею стеклянных бутылей, помещенную в баке с проточной холодной водой. Насыщение спирта ведут до содержания НС1 250—300 г/л. На 1 кг газообразного хлористого водорода расходуют 0,98 кг жидкого хлора и 0,39—0,4 л водорода. [c.285]

Установки со стационарными адсорберами имеют ряд существенных недостатков периодичность процесса, неполная отработка адсорбционной емкости адсорбента, значительная площадь, занимаемая оборудованием, трудность автоматизации и управления процессом. Эти недостатки побудили искать новые конструктивные решения. В период 1946—1955 гг. в США (Берг), Советском Союзе (Кельцев, Платонов), Венгерской Народной Республике (Бенедек, Сепеши) был разработан непрерывный метод разделения газовых смесей в движущемся слое адсорбента. При этом были учтены принципы абсорбционных и ректификационных установок, но четкость разделения усиливалась высокими избирательными свойствами адсорбента. На установках с движущимся слоем удалось не только решить задачу выделения суммы компонентов из газового потока, но и разделить их непосредственно в адсорбционной колонне, получив товарные продукты. Как правило, установки с движущимся слоем рекомендуются для работы под повышенным давлением (5—20 кгс/см ), что позволяет увеличить пропускную способность установок по газу. [c.18]

По схеме, аналогичной п] едставлеиной на рнс. 14.15, работают практически все абсорбционные установки выделения легкого масла из каменноугольных газов. Проыышлепчые процессы различа10тся главным образом [c.373]

Насыщенное масло непрерывно выводится из системы с такой же скоростью, с какой добавляется свежее. Оно направляется на от-парку нафталина перегонкой с водяным паром, после чего возвращается в цикл, как показано на рис. 14.16. Для выделения итпаренного нафталина удобно возвращать пары из отпарной колонны ь газосборный коллектор перед первичным холодильником для конденсации нафталина вместе с каменноугольной смолой. Однако насыщенное абсорбционное масло не всегда регенерируют его можно перерабатывать различными способами в зависимости от общих экономических показателей работы установки. Например, на газовых заводах, вырабатывающих карбюрированный водяной газ, для абсорбции нафталина можно использовать газойль насыпденный газойль добавляют к нефтяной фракции, используемой для карбюрирования водяного газа. Содержание нафталина в газе при этом значительно не увеличивается, так как насыщенное абсорбционное масло составляет незначительную долю общего расхода газойля на карбюриривание, а большая часть нафталина удаляется в системе охлаждения газа. [c.379]

Абсорбционные холодильные установки. Действие абсорбц1( онных холодильных установок основано на поглощении паров холодильного агента каким-либо абсорбентом и последующем выделении его лутем нагревания. Вместо сжатия холодильного агента в компрессоре, не- [c.217]

Для выделения ацетилена нри помощи диметилформамида из газов пиролиза метана этн газы после очистки и сжатия до 12 ат направляют на абсорбционную установку [60]. Первоначально в отдельном абсорбере при орошении небольшим количеством диметилформамида извлекается диацетилен. Из этого абсорбера диме илфор-мамид направляется в десорбер, где диацетилен выдувается отходящими газами. [c.63]

При использовании метанола в качестве абсорбента для выделения ацетилена из газов пиролиза примерно на каждую тонну выделенного ацетилена требуется затратить 1,7-10 кал холода при температуре —30° С. Это количество холода может быть получено на абсорбционной холодильной установке путем рекуперации 3,7-10 кал тепла, получаемогапри конденсации пара (от 125 [c.161]

Справочник химика 21

Химия и химическая технология