Абсорбер двухступенчатые

Абсорбция аммиака с получением ненасыщенного раствора сульфата аммония, имеющего оптимальную для выращивания крупных кристаллов избыточную кислотность (около 1 %), можно осуществлять в аппаратах различных типов противо-точных абсорберах (2-3 тарелки), скрубберах Вентури, форсуночных аппаратах и т.п. На отечественных установках используют преимущественно двухступенчатые форсуночные абсорберы, хотя эти аппараты и обладают определенными недостатками. [c.198]

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]

Температура абсорбции зависит от заданной глубины извлечения компонентов. Чем выше глубина извлечения легких компонентов, тем более выгодно применять низкие температуры. Узел абсорбции состоит из собственно абсорбера, в котором происходит процесс поглощения компонентов абсорбентом, и десорбера, в котором из насыщенного абсорбента удаляются (отпариваются) извлеченные компоненты. В целях повышения эффективности извлечения целевых компонентов, разработан ряд комбинированных схем, включающих абсорберы с отпарной секцией, абсорбционно-отпарные колонны (фракционирующие абсорберы), двухступенчатые абсорберы и т. п. [c.111]

Рис. 111-33. Схема двухступенчатого экспериментального абсорбера (а) с насадкой из рифленого листа ПВХ [42] и перепад давления на этой насадке (б)

Уравнение (VII.23) справедливо, когда в обычной и двухступенчатой абсорбции применяют общий абсорбент и поддерживают одинаковые температуру и давление. При этом суммарное число тарелок в абсорберах двухступенчатой схемы должно быть равным числу тарелок обычного абсорбера. [c.199]

Исходный газ подвергается двухступенчатому сжатию с 1,4 до 23,9 ати и под этим давлением поступает в абсорбер на мас- [c.23]

Далинейшее улучшение процесса разделения катализата риформинга достигается при использовании холодной сепарации газа на I ступени и абсорбции газа стабильным катализатором на II ступени [23]. Принципиальная схема такой установки приведена на рис. 1У-24. Катализат охлаждают и частично конденсируют при 120 °С и направляют в I ступень сепарации, где под давлением 0,97 МПа он разделяется на газовую и жидкую фазы. Газовую фазу компримируют до 1,4 МПа и при 160 °С подают на разделение в абсорбер, на верх которого подают стабильный катализат при 38°С. Разделение катализата по данной схеме обеспечивает получение водородсодержащего газа с концентрацией 81,2% (об.) Нг при снижении зисплуатационных затрат по сравнению со схемой двухступенчатой сепарации на 10—15%. В табл. IV.13 приведены состав и параметры основных потоков блока разделения по схеме, изображенной на рис. 1У-24, на основе которых может быть рассчитан материальный баланс процесса. [c.234]

По графику [30, с. 11] определяется /к2=30,5°С. Эта температура мало отличается от ранее установленной /н,а = 30°С. Следовательно, двухступенчатое промежуточное охлаждение абсорбента позволяет поддерживать необходимую температуру в нижней части абсорбера. [c.100]

На рис, 96 приведена принципиальная технологическая схема установки с двухступенчатой подачей этаноламина . Очищаемый газ встречается в абсорбере / с потоком раствора последний подается в два сечения колонны в качестве нижнего потока используется частично регенерированный раствор из десорбера 2, а в верхнюю часть абсорбера 1 поступает чистый раствор. Такая двухступенчатая подача раствора позволяет достигнуть более высокой степени обессеривания при том же расходе раствора. Основная масса серо-подорода поглощается не полностью отпаренным раствором, что позволяет сократить расход тепла на его регенерацию. [c.299]

На рис. IV. приведена схема современной установки с двухступенчатой подачей раствора этаноламина, чем обеспечивается более экономичное использование пара и достигается лучшее обессеривание при одном и том же количестве реагента. Очищаемый газ, содержащий кислые компоненты, проходит абсорбер 1 снизу вверх. Навстречу ему в среднюю часть абсорбера подается пе полностью регенерированный раствор этаноламина, который поглощает основную массу сероводорода, но ие может полностью удалить серу из газа. В верх абсорбера поступает тощий, полностью регенерированный раствор этаноламина, который и поглощает оставшийся в газе сероводород. Оба потока насыщенного сероводородом раствора стекают в нижнюю часть абсорбера. Отсюда насыщенный раствор через регулятор уровня абсорбера подается в две точки реактиватора 2. Часть раствора поступает в верх аппарата, по проходит сверху вниз только половину его по противотоку с паром из кипятильника. Затем этот не полностью регенерированный раствор через теплообменник 4 и холодильник 3 обратно подается насосом 7 в среднюю часть абсорбера. Остаток насыщенного раствора этаноламина из абсорбера направляется в среднюю часть реактиватора 2, проходит вниз в кипятильник 5 и полностью освобождается от НаЗ, после чего через отдельные тепло- [c.147]

Особенностью двухблочной укрупненной установки является наличие двух самостоятельных блоков экстракции и регенерации фенола из рафинатного раствора, позволяющих одновременно перерабатывать сырье двух видов (дистиллятное и остаточное или два разных дистиллята). Блок регенерации фенола из экстрактных растворов — общий. Экстрактные растворы снизу обеих экстракционных колонн поступают на прием одного насоса, которым смесь подается в блок регенерации. Таким образом, с установки отводится смесь экстрактов. Для абсорбции фенола из паров азеотропной смеси установлен двухступенчатый абсорбер. Абсорбентом в первой ступени является остаточное сырье, а во второй — часть получаемого на установке экстракта. Этот рециркулирующий экстракт возвращается из. абсорбера в блок. регенерации. Вначале азеотропная смесь контактирует в абсорбере с остаточным сырьем. [c.123]

Фирма Притчард для эффективного использования гигроскопических свойств высококонцентрированных растворов гликолей и уменьшения их потерь с сухим газом разработала схемы одно- и двухступенчатой осушки газа, одна из которых приведена на рис. П1.13. Особенность схемы — наличие в абсорбере двух секций массообмена верхней и нижней. Конструктивно они одинаковы, но на верхнюю тарелку верхней секции — второй по ходу газа — подается более концентрированный гликоль, чем на верхнюю тарелку нижней секции абсорбера. Концентрация гликоля, поступающего в секции, равна соответственно 99,95 и более 99,0% масс. Газ, поступающий в низ абсорбера 1, осушается частично в первой секции и до более низкой точки росы — во второй секции. При этом точка росы газа на выходе из абсорбера может достигать —84,4 °С. Регенерация гликоля в данном случае имеет свои особенности воду из насыщенного осушителя отпаривают в двух аппаратах — в десорбере 5 концентрация гликоля увеличивается до 99%, масс, а в десорбере 5 — до 99,95% масс, за счет подачи отдувочного газа (предварительно нагретого до температуры низа десорбера). Применение двухступенчатой схемы регенерации обеспечивает экономию топлива и снижение расхода отдувочного газа, особенно при осушке газа с высоким влагосодержанием. В процессе фирмы Притчард для предотвращения уноса ТЭГ с осушенным газом предусматривается промывка газа пентаном в верхней части абсорбера (это ограничивает возможности процесса). [c.128]

Таким образом, на этой установке отсутствует замкнутый цикл абсорбента (газового конденсата) по системе абсорбер— десорбер. По замкнутой схеме на установке циркулирует только дизельное топливо, которое подается на верхнюю тарелку абсорбера для предотвращения уноса из аппарата основного абсорбента (газового конденсата) с сухим газом абсорбера. Следовательно, на этом ГПЗ используется двухступенчатая абсорбция нефтяного газа. [c.217]

Иногда десорбцию ведут в двух ступенях, что в ряде случаев сокращает затраты тепла. На рис. 98 показана схема двухступенчатой десорбции, по которой часть неполностью десорбированной жидкости выводится после I (верхней) ступени и поступает в среднюю часть абсорбера. Полностью десорбированная жидкость из II ступени подается в верхнюю часть абсорбера. [c.328]

Л 2, /7-теплообменники 3-трубчатая печь беспламенного горения 4 —реактор 5, 22 — сепараторы высокого давления б —отпариая атмосферная колонна 7 —вакуумная колонна Я — барометрический конденсатор 9—двухступенчатый паровой эжектор 10, 13, 18, 23, 2 - холодильники /V - абсорбер 72 —десорбер /4—сепаратор для отделения сероводорода 15, 20, 21, 24, 3/ —насосы 16-рн-бойлер /9 —емкост(> для моноэтаноламина (МЭА) 25- газовый циркуляционный компрессор 26, Зв-приемный и выкидной сепараторы циркуляционного газового компрессора 27-сепаратор низкого давления 29 - рамный фильтр- [c.232]

Метанол поступает через дроссельный вентиль в двухступенчатый десорбер 2 в верхней ступени давление уменьшают до 1 бар и температура понижается до —34 °С в нижней ступени давление уменьшают до 0,2 бар (за счет вакуум-насоса 4) и температура понижается до —73 °С. Из десорбера 2 метанол возвращается на орошение первой ступени абсорбера 1. Вторая (верхняя) ступень абсорбера орошается небольшим количеством метанола, поступающего с температурой —62 °С в этой ступени происходит окончательное извлечение Oj. Метанол из второй ступени абсорбера через теплообменник 5 направляют в аппарат 3 на десорбцию глухим паром при давлении около 1 бар после десорбции метанол охлаждают в теплообменнике 5 и аммиачном холодильнике 6. [c.671]

На рис. 5.10 показаны принципиальная схема двухступенчатого абсорбционного трансформатора тепла (а) и процесс работы в . -диаграмме (б). Процесс сжатия рабочего агента, с давления ро в испарителе до давления рк в конденсаторе осуществляется двумя последовательно включенными термохимическими компрессорами КМа и КМа (обведены штриховыми контурами). Каждая ступень компрессора состоит из абсорбера, генератора с ректификационной колонной, дефлегматора, теплообменника и насоса для перекачки крепкого раствора. [c.128]

Первый вариант предусматривает предварительное насыщение селексола Диоксидом углерода путем контактирования регенерированного ра створа с газом, отводимым с верха абсорбера. Селективность процесса обеспечивается двухступенчатой сепарацией насыщенного селексола перед десорбером. Газы сепарации с обеих ступеней дожимаются отдельными компрессорами и подаются в поток сырьевого газа перед входом в абсорбер. [c.88]

Коэффициенты массопередачи К а при двухступенчатой абсорбции под давлением, по данным работы промышленных абсорберов, составляют 51-10 —71,3-10 м /(м -ч-Па), или 50—70 м /(м X [c.149]

При двухступенчатой очистке под давлением 25—28 кгс/см в обеих ступенях содержание МЭА в растворе первой ступени обычно равно 20%, в растворе второй ступени — 12%. В процессе очистки концентрация СОз понижается от 25% до 40 см /м . Окончательная очистка конвертированного газа от СОд происходит в щелочных абсорберах. [c.172]

На рис. 16-8,6 показан двухступенчатый пленочный абсорбер с восходящим движением жидкости, каждая ступень которого работает по принципу прямотока, в то время как в аппарате в целом газ и жидкость движутся противотоком. Применение многоступенчатых абсорберов существенно усложняет их конструкцию. [c.56]

При испытании двухступенчатой абсорбции на вторую ступень подавали воду получаемый разбавленный раствор направляли в качестве добавочного на первую ступень. На протяжении всех этих пробегов абсорбционный раствор укрепляли добавкой концентрированной аммиачной воды (с газового завода), содержавшей около 18% аммиака и 2—3% сероводорода. Добавляли также небольшое количество сульфата двухвалентного н елеза до содержания приблизительно 0,05—0,08% гидрата закиси железа (катализатор окисления) в виде взвеси. Во время пробега по схеме двухступенчатой абсорбции для увеличения скорости окисления, помимо добавки сернокислой закиси железа, применяли аэрирование раствора в первом абсорбере. [c.158]

Сравнение равновесного состава газа с фактическим составом, получаемым в условиях полузаводской установки, показало, что в пробегах с высотой слоя насадки 1,52 и 0,76 м практически достигается равновесие выходяш,его газа с циркулирующим абсорбентом, а ири высоте слоя насадки 0,38 м равновесие достигается примерно на 90%. Отсюда можно сделать вывод, что при одноступенчатой абсорбции полнота удаления ЗОз, по-видимому, не превышает 90%. При двухступенчатом процессе полнота удаления ЗОз составляла среднем 95%, а потери аммиака 3—6% от количества аммиака, добавляемого в абсорбер. [c.158]

Полнота извлечения H2S при рассматриваемом процессе изменяется от 85 до почти 100%. По литературным данным [6], содержание H S в очищенном газе, достаточное для получения отрицательной пробы с ацетатом свинца, может быть достигнуто даже при наличии всего одного абсорбера. Однако, если необходимо получать газ высокой чистоты, рекомендуется применять двухступенчатую абсорбцию. В зависимости от содержания цианистого водорода в газе и интенсивности образования тиосульфата удается превратить в серу 70—80% H2S, первоначально содержавшегося в газе. [c.205]

Разработаны многочисленные видоизменения основного процесса, в частности вариант с двухступенчатой абсорбцией для более полного удаления НзЗ [17] и вариант с пропуском части (около 25%) насыщенного поглотителя в обход регенератора. При варианте с двухступенчатой абсорбцией во второй абсорбер подают свежеприготовленный поглотительный раствор. [c.210]

В целях сокращения расхода отпарного газа и азеотроиного агента иногда применяется двухступенчатая осушка. В этом случае в абсорбер подаются два потока абсорбента грубо регенерированный— примерно в середину колонны и тонко регенерированный— в верхнюю часть абсорбера. [c.143]

Применение двухступенчатой схемы регенерации гликоля снижает энергетические затраты и расход газа отпарки или азеотроиного агента. Абсорберы этих установок должны иметь не менее 16 тарелок, число тарелок в отпарных колоннах составляет от 14 до 18. Максимальная депрессия точки росы с использованием ТЭГа в качестве абсорбента достигает 90°С. [c.143]

Из нижней части А-1 выходит парообразная смесь депарафинизированного продукта, газа-носителя и небольших количеств аммиака, оставшихся в колонне от предыдущей операции. Эта смесь охлаждается в теплообменнике Т-3 и направляется в промывную колонну—абсорбер К-1- В этой колонне происходит поглощение аммиака циркулирующей водой. Несконденсировавшийся газ-носитель выходит с верха колонны А -7 и возвращается в процесс, а охлажденный депарафинизированный продукт направляется на склад. Выходящая из низа колонн А-2 и Л-З смесь паров аммиака и н-парафинов охлаждается в теплообменнике Т-4, после чего подвергается двойному сепарированию с промежуточным расширением в С-1. Из второго сепаратора (С-2 выводится целевой продукт — выделенная смесь н-парафинов. Насыщенная аммиаком промывная вода из К1 поступает на двухступенчатую отпарку аммиака в колоннах К-2 и К-3. Отогнанный аммиак возвращается на стадию десорбции. После завершения описанного цикла происходит переключение адсорберов по схеме, приведенной выше, и т. д. Процесс осуществляется иа одной загрузке цеолитов в течение 6000— 8000 ч, после чего адсорбент подвергается окислительной регенерации, в результате которой его актнв)юсть полностью восстанавливается. [c.308]

Ацукава с сотр. [42] исследовали абсорбцию растворами карбоната аммония в насадочной колонне диаметром 0,4 м, заполненной кольцами Рашига (25 мм) высотой 2,6 м. Эффективность абсорбции около 65% соответствует результатам, полученным другими исследователями (табл. 111-4). Гораздо лучшие результаты (эффективность до 94,6%) были получены с насадкой из поливинилхлоридных рифленых листов. Такие листы были установлены в двухступенчатом абсорбере с горизонтальным потоком длиной 1,9 м и высотой 5,5 м. Технологическая схема представлена на рис. 111-33. [c.154]

Технологическая схема, в которой имеется фракционирующий абсорбер, лшжет включать не только газоразделение, но и стабилизацию бензина. При этом (рис. 103) на разделение поступают жирный газ (из газосепараторов крекинг-установок) и нестабильный бензин. Жирный газ компримируется одно- или двухступенчатыми компрессорами. В последнем случае на первой ступени газ сжимается до 3—4 ат. В результате компрессии и охлаждения в холодильнике часть газа выпадает в виде конденсата. Несконденсировавшаяся часть газа сжимается во второй ступени компрессии до 12—20 ат, после очередного охлаждения и отделения конденсата газовая фаза поступает на смешение с нестабильным бензином, который подается насосом 7 в выкидную линию компрессора. Последующее охлаждение газожидкой смеси в холодильнике 8 в1,1зывает частичное поглощение тяжелых углеводородов газа бензином. Охлажденная смесь поступает в приемник — газосепаратор 2, называемый обычно контактором, из которого газ и жидкость аиравляются во фракционирующий абсорбер 3. [c.311]

На вторичный реформинг подается воздуха на 30-50% больше, чем это требуется для получения азотоводородной смеси в соотношении и =3 1, необходимом для синтеза аммиака. Температура на выходе из шахтного реактора около 900°С. Полученный газ проходит двухступенчатую конверсию окиси углерода в аппаратах 6 и 7 и поступает в абсорбер 8 для очистки от СО2 раствором карбоната калия или органическими растворителями. Затем газ подогревается до 320°С и поступает в метанатор 10. После охлаждения водой и хладоагентом газовый поток проходит через осушители II, заполненные цеолитами. Затем газ, состоящий из 60-70%, 30 40, 2-3% и 0,5% [c.257]

Применяются схемы с двухступенчатой конверсией (гидрогмифика-цией) и одной ступенью метанирования. Несколько отличен от других процессов вариант, сочетающий одноступенчатую газификацию с одной ступенью метанирования и рециркуляцией получаемого газа с низким содержанием двуок,1си углерода (рис.91) /111/. Этот вариант требует минимального расхода водяного пара (около 0,7 кг/кг сырья) и обеспечивает высокую эффективность. После реактора конверсии газ охлаждается в холодильнике 2 прямым контактом с жидкостью. В абсорбере 3 из газа из- [c.278]

Для уменьшения потерь легких фракций абсорбента с сухим газом производят дополнительное охлаждение сухого газа или применяют двухступенчатую абсорбцию. В двухступенчатом абсорбере (рис. П-40, б) легкие фракции абсорбента поглощаются в верхней части аппарата более тяжелым абсорбентом, который подается па верхнюю тарелку и выводится с четвертой, пятой тарелки сверху аппарата. В этом случае легкий абсорбент подается на тарелку, расположенную ниже отбора тяжелого абсорб Внта. [c.135]

Выбор абсорбента зависит от свойств абсорбируемого газа. Углеводородные газы наилучшим образом извлекаются близкими им по строению и молекулярной массе жидкими углеводородами легкого бензина. Поскольку легкий абсорбент обладает высокой упругостью паров, он в значительной степени увлекается уходящим из абсорбера газом. СОбычно на абсорбционных установках применяют двухступенчатую абсорбцию основным абсорбентом служит бензиновая фракция, а затем выходящий из абсорбера газ промывается жидкостью тяжелого фракционного состава, например керосино-газойлевой фракцией, для извлечения из газа унесенного бензина. > [c.288]

Имеется также двухступенчатый вариант фенолятного способа. Ое отличается тем, что основная масса раствора выводится па половине высоты регенератора п через теплообменник и холодильник вводится на половине высоты абсорбера и в нижией части последнего поглощает главную массу сероводорода. Меньшая часть раствора проходит весь генератор и полностью освобожденная от сероводорода используется для доочистки газа в верхней части абсорбера. В этом варианте расход пара для регеиерации раствора зна-чительыо меньше, чем в простом феиолятпом процессе, но требуется дополнительный насос для перекачки не полностью регенерировашюго раствора. [c.339]

Для подачи газа ма полимеризациоиную установку требуется одно- или двухступенчатый компрессор, дожимающий газ до давления, по,адерж1нзаемого в каталитическом реакторе. Па установках, перерабатывающих в качестве сырья нефтезаводский газ, обычно на первой ступени газ из абсорбера или сборника под давлещ см —5 ат сжимают до давления —10 ат [c.241]

Собственно абсорбционная осушка углеводородов в газовой фазе осуществляется в результате контакта осушаемого газа с абсорбентом, концентрация которого достигает 99,0-99,9 мае. %. В качестве абсорбентов используют ди- и триэтиленгликоли. Процесс проводят в тарельчатом абсорбере в одну или две ступени. При двухступенчатой осушке в нижней части абсорбера газ контактирует с 99 % абсорбентом, а в верхней - доосушивается абсорбентом концентрацией 99,9 мае. %. При этом достигается экономия энергетических затрат, так как только часть гликоля подвергается глубокой реге- [c.86]

Для очистки высокосернистого газа месторождения Уртабулак в количестве 3 млрд. м /год предусмотрены три блока двухступенчатой моноэтаноламиновой очистки. Каждый блок состоит из двух параллельных ниток. Первоначально в абсорберы в два яруса по 7 м были загружены кольца Рашига (50X50 или 25x25 мм). Однако после 1 года эксплуатации кольца Рашига разрушались. Поэтому здесь, как и на установках очистки малосернистого газа, насадки ыли заменены на ситчатые тарелки (22 шт. в каждом абсорбере), характеристика абсорберов Мубарекского ГПЗ дана в табл. 2.11. [c.46]

Первая ступень двухступенчатой моноэтаноламииовой очистки, показанной на рис. 111-24 (ст . 258), работает под давлением 1,1 ат, вторая — под давлением 29 ат. Для стабилизации процесса очистки в обеих ступенях поддерживается непрерывное орошение абсорберов раствором моноэтаноламина с помощью регуляторов расхода 1 и Р151, а постоянный уровень в абсорберах — регуляторами уровня Р2 и Рц. При падении уровня в абсорберах до минимально допустимого на выходе раствора из абсорберов автоматически закрываются задвижки Блх и ВЛ4 с электроприводом. [c.255]

Очистка СОз проводится в двухступенчатом абсорбере, обе ступени которого заключены в общем корпусе. В поступающей па очистку СОз содержится около 92 мг1м H3S после очистки концентрация H3S снижается до 6,0 мг/м . Отработавший раствор соединяется с отработавшим раствором из главной очистной установки (рис. 9.2) и регенерируется в общем регенераторе. [c.206]

Справочник химика 21

Химия и химическая технология