Абсорбер с охлаждением потоков

Основная технологическая схема. На рис. 2.2 показана основная технологическая схема абсорбционной очистки газов раствором алканоламина. Поступающий на очистку газ проходит восходящим потоком через абсорбер навстречу потоку раствора. Насыщенный раствор, выходящий с низа абсорбера, подогревается в теплообменнике регенерированным раствором из отпарной колонны и подается в верх ее. После частичного охлаждения в теплообменнике регенерированный раствор дополнительно охлаждается водой или воздухом и подается в верх абсорбера этим завершается цикл. Кислый газ из отпарной колонны охлаждается для конденсации большей части содержащихся в нем водяных паров. Этот конденсат (или вода из другого источника) непрерывно возвращается обратно в систему, чтобы предотвратить увеличение концентрации раствора амина. Обычно всю эту воду или часть ее подают в верх отпарной колонны несколько выше входа насыщенного раствора для конденсации паров амина из потока кислого газа. [c.25]

На рис. 11.4 изображена технологическая схема промышленной установки окислительного дегидрирования бутенов фирмы Phillips Petroleum в г. Бор-гере (США). Годовая мощность установки по дивинилу 125 тыс. т. Сырье — фрак ция бутенов — смешивается с перегретой в теплообменнике 1 смесью воздуха и водяного пара и направляется на контактирование в реактор непрерывного действия 2. Контактный газ охлаждается в теплообменнике и подвергается водной отмывке в колоннах 4 я 5. Промытый и охлажденный контактный газ поступает на систему абсорбционного извлечения дивинила с помощью минерального масла, состоящую из абсорбера 6 и десорбера 7. Десорбированный дивинил конденсируется в теплообменнике и направляется на склад. Ниже представлен материальный баланс (%) основных углеводородных потоков [c.359]

Сырой исходный газ подогревается в теплообменнике до 25+30 С теплом регенерированного аминового раствора и идет на сероочистку в абсорбер. Температура аминового раствора, подаваемого в середину абсорбера, может быть повышена без ухудшения качества очистки до 75 °С. Одновременно с уменьшением расхода воды на охлаждение этого потока появляется возможность интенсифицировать реакцию гидролиза С08 за счет повышения температуры процесса. [c.32]

По конечной температуре охлаждения потока и выбранному хладагенту по диаграмме Т—5 или р—Я определяется давление в испарителе и абсорбере ра- [c.131]

С верха абсорбера 7 выходит сухой газ. Его смешивают с газом, полученным в сепараторе 6, и вместе с легким регенерированным абсорбентом подают в пропановый испаритель 4, где в результате взаимодействия и охлаждения потоков абсорбент предварительно насыщается легкими углеводородами. Из испарителя 4 смесь сухого газа и абсорбента поступает для разделения в сепаратор 5. Сухой газ из сепаратора направляют потребителям после рекуперации холода в теплообменниках 1 а 2, а регенерированный насыщенный легкими углеводородами абсорбент подают на верхнюю тарелку секции А абсорбера 7. [c.241]

Горячий раствор регенерированного амина направляется из кипятильника в теплообменники, где он охлаждается потоком холодного насыщенного раствора. Затем он поступает в водяной холодильник, где охлаждается до температуры окружающего воздуха. Охлажденный регенерированный раствор собирается в промежуточной емкости, из которой насосом подается на орошение абсорбера. Таким образом, цикл замкнут. Благодаря тому, что сероводород — аминовый комплекс довольно быстро распадается при повышенных температурах, выделение кислых газов из раствора происходит легко и достигается в самой простейшей отпарной колонне. [c.269]

При выводе на режим колонны 3 пентановая фракция из емкости 14 насосом направляется на дальнейшее разделение в колонну 15. Гексановая фракция, полученная в нижней части колонны 5, поступает на орошение в абсорбер 1. Предварительно включают в работу теплообменник 17 и холодильники 3, служащие для охлаждения потока абсорбента. Избыток гексановой фракции через клапан, регулирующий уровень в колонне 13, охлаждается и направляется на очистку от соединений серы. [c.168]

Основная технологическая схема. На рис. 2. 2 показана основная технологическая схема абсорбционной очистки газов раствором алканоламина. Поступающий на очистку газ проходит восходящим потоком через абсорбер навстречу потоку раствора. Насыщенный раствор, выходящий с низа абсорбера, подогревается в теплообменнике регенерированным раствором из отпарной колонны и подается в верх ее. После частичного охлаждения в теплообменнике регенерированный раствор дополнительно охлаждается водой или воздухом и подается в верх абсорбера этим завершается цикл. [c.24]

По данному варианту на холодном потоке сырого газа на входе в 1 ст. ДКС устанавливается дополнительный аппарат -теплообменник для охлаждения потока газа после компримирования, температура которого после ABO в летний период может достигать 35 °С. В результате утилизации холода температура газа, поступающего на осушку, может быть снижена до 20 С. При этом из газа конденсируется часть влаги, которая отделяется в сепараторе, установленном перед абсорбером осушки, [c.14]

Целесообразность охлаждения газа перед абсорберами осушки потоком сырого газа путем установки теплообменников газ-газ . [c.28]

МПа. При контакте газа с абсорбентом меркаптаны и основное количество ПБФ переходят в жидкую фазу, а очищен ный от меркаптанов газ (в основном j- j углеводороды) отводится с верха абсорбера, проходит последовательно через рекуперативные теплообменники 02 и Е01 для охлаждения сырьевого потока газа и поступает в трубопровод товарного газа. [c.50]

Охлаждение части потока абсорбента, подаваемой в верхнюю секцию абсорбера, оказывают противоречивое с точки зрения энергетических затрат влияние на процесс очистки. [c.96]

На рис. 19 представлена технологическая схема установки осушки газа с блоком регенерации гликоля, действующая на Оренбургском ГПЗ. Газ с установки аминовой очистки, очищенный раствором амина от сероводорода и углекислоты, проходит через трубное пространство теплообменника /, где предварительно охлаждается проходящим по межтрубному пространству товарным газом. Охлажденный газ поступает в сепаратор 7 для отделения сконденсировавшейся воды и унесенного газовым потоком амина. После отделения капельной жидкости газовый поток направляется в последовательно расположенные теплообменники 2, 3 ш 4. В теплообменники 2 я 4 впрыскивается 85 %-ный раствор монозтиленгликоля, где в прямоточноперекрестном потоке происходит извлечение влаги из газа раствором гликоля. Таким образом, в качестве абсорберов в данном случае используются кожухотрубчатые теплообменники (рис. 20), снабженные форсунками для впрыска гликоля. Использование разбавленного раствора гликоля (75-85 % по массе) понижает температуры замерзания осушителя и снижает растворимость гликоля в образующемся углеводородном конденсате, что благоприятно сказывается на эффективности процесса абсорбционной осушки газа и сокращает потери гликоля. [c.87]

Снижение равновесного давления двуокиси углерода над раствором яри его охлаждении [ ]предопределяет повышение качества очистки при более грубой регенерации абсорбента и требует меньших затрат тепла на регенерацию. Однако чрезмерное снижение теипературы потока или значительное увеличение его доли может привести к охлаждению раствора на выходе из абсорбера, что потребует дополнительных затрат пара на нагрев абсорбента до температуры кипения при регенерации.Следовательно, для заданного остаточного содержания двуокиси углерода в очищенном газе при разделении и охлаждении части потока абсорбента необходимо определенное соответствие между температурой охлаждаемого потока и его количеством, обеспечивающее проведение процесса с минимальными энергетическими затратами. Поэтому однозначные рекомендации по температуре и доле охлаждаемого потока независимо от требований, предъявляемых к очистке, не являются вполне экономически обоснованными. [c.96]

Раствор МЭА, насыщенный сероводородом, собирается из абсорберов 13 в общий поток, нагревается в теплообменниках и поступает в отгонную колонну 11. Выделившийся сероводород вместе с парами воды охлаждается в конденсаторе-холодильнике 4 и поступает в сепаратор 8, где от него отделяется вода, возвращаемая в колонну 11 на орошение. Образующийся сероводород выводится с установки для получения серной кислоты или элементной серы. Регенерированный раствор МЭА после охлаждения в теплообменнике и холодильнике возвращается в цикл. Температуру в нижней части отгонной колонны поддерживают подачей пара в кипятильник 12. Для восстановления активности катализатора его подвергают периодической газовоздушной регенерации раздельно для каждого блока. [c.244]

Кроме жирного газа каталитического крекинга и каталитической очистки, потоков нестабильного бензина с этих же установок и жидкой головки с термических установок, в абсорбер газофракционирующей установки поступает охлажденная флегма из колонны каталитического крекинга. После насыщения углеводородами, извлекаемыми из газа в абсорбере, эта флегма возвращается в колонну каталитического крекинга на отпарку. [c.429]

Третий вариант (рис. II 1.54) — один поток регенерированного абсорбента насыщается легкими углеводородами за счет смешения с сухим газом абсорбера 3 и после охлаждения и пропановом испарителе 7 и отделения от газа в сепараторе S подается на верхнюю тарелку абсорбера 3. Другой поток регенерированного абсорбента насыщается легкими углеводородами в результате смешения с сухим газом абсорбционно-отпарной колонны 4 и после охлаждения в пропановом испарителе 5 и отделения от газа в сепараторе 6 подается на верхнюю тарелку абсорбционно-отпарной колонны 4. [c.213]

Ли пропановом испарителей от 37 до—23 С, в результате этого часть газа конденсируется. Для предотвращения гидратообразования при охлаждении газа в сырьевой поток перед теплообменниками 2 и 3 я пропановым испарителем 4 вводят раствор этиленгликоля. Из испарителя 4 смесь газа, обводненного этиленгликоля и сконденсировавшихся углеводородов (конденсата) поступает для разделения в сепаратор 5. После сепаратора обводненный этиленгликоль направляют на блок регенерации (на схеме не показан), конденсат — в абсорбционно-отпарную колонну 12 (после рекуперации холода в теплообменниках 3 и 16), а газ — в нижнюю часть абсорбера 8. На верхнюю тарелку абсорбера поступает регенерированный, предварительно насыщенный легкими углеводородами абсорбент, охлажденный до —23 °С. С верха абсорбера 8 получают сухой газ, который после узла предварительного насыщения (пропанового испарителя 7 и сепаратора 6) и рекуперации холода в теплообменнике 2 используют в качестве топлива. [c.244]

С низа десорбера 21 лолучают регенерированный абсорбент. После охлаждения абсорбента в рекуперативных теплообменниках 15, 14, 13 и 16, в воздушном холодильнике 17 и в рекуперативном теплообменнике 9 один поток абсорбента смешивают с сухим газом абсорбера, охлаждают в пропановом испарителе 7 и после сепаратора 6 подают в абсорбер 8 другой поток смешивают с сухим [c.245]

Т-1, Т-2, Т-3, Т-4, Т-5, Т-6, Т-7, Т-8, Т-9 — регенеративные теплообменники X-I, Х-2, Х-3 — пропановые испарители С- — низкотемпературный сепаратор K-I — абсорбер К-2 — АОК К-3 — десорбер Д-1, Д-2, Д-3 — дроссели Е-1, Е-2, Е-3, Е-4 — емкости ABO-I, АВО-2 — аппараты воздушного охлаждения. Обозначения потоков см. в тексте. [c.318]

Ф. Карре изобрел и способ уменьшения расхода тепла путем введения его регенерации (реализовав идею Виндхаузена). На рис. 6.4, б показано, как это делается. Теплообменник устанавливается на потоках раствора между генератором и абсорбером. Горячий раствор, идущий из генератора в абсорбер, охлаждается в нем, а крепкий , идущий в генератор, - нагревается. В результате в генератор поступает уже подогретый раствор, а в абсорбер - охлажденный. Таким путем уменьшается расход как тепла в генераторе, так и охлаждающей воды (или воздуха) в абсорбере. [c.187]

В совмещенном прямом цикле АХМ использван регенеративный теплообмен между потоками слабого и крепкого раствора при этом снижаются потери от необратимости теплообмена в генераторе и абсорбере, уменьшаются расходы греющего пара и охлаждающей воды. Крепкий раствор после теплообменника XII направляется на орошение насадки ректификационной колонны. Применение ее в АХМ обусловлено повышением эффективности холодильного цикла с ростом концентрации пара (при равном давлении температура кипения чистого аммиака ниже). Ректификационная колонна АХМ обычно комбинированная нижняя часть насадочная, верхняя — тарельчатая. Дальнейшее повышение концентрации пара происходит в дефлегматоре II за счет охлаждения потока пара. Стекающая флегма используется для орошения тарельчатой части ректификационной колонны. Обычно концентрация пара на выходе из дефлегматора более 0,995. Следует, однако, иметь в виду, что охлаждение пара приводит к ухудшению показателей совмещенного прямого цикла и увеличению расхода тепла в генераторе. [c.185]

Схема установки с абсорбцией при низкой температуре показана на рис. 5 [36]. Исходный газ сначала охлаждается водой, после чего разделяется на два потока. Один поток подвергается в теплообменнике дальнейшему охлаждению холодным сухим газом, после чего поступает в абсорбер на некотором расстоянии от его низа. Остальная часть газа вместе с конденсатом подается в низ абсорбера. Такая система подачи жирного газа дает, с одной стороны, возможность нагревать холодный сухой газ до температуры, близкой к нормальной с другой стороны, полностью обеспечивает нагрев насыщенного абсорбента в абсорбере, что уменьшает содержание в нем растворенного газа. Орошается абсорбер регенерированным абсорбентом, который охлаждается смешением с холодным сухим газом и отделяется от последнего в сепараторе. Выходящий из абсорбера насыщенный абсорбент нагревается в теплообменнике, охлаждая при этом регенерированный абсорбент, и поступает на верх абсорбционной секции реабсорбера-деэтанизатора. [c.29]

Объем реконструкции складывается из следующих мероприятий 1) заменяется реактор третьей ступени (только для Л-35-11/300) 2) на технологических потоках устанавливаются холодильники с воздушным охлаждением 3) реконструируется печь риформинга и печи П-2 и П-3 стабилизации гидрогенизата (только для Л-35-11/300) 4) добавляются новые трубчатые печи для нагрева нижнего продукта отпарной колонны и нагрева сырья в блоке гндроочнстки (только для Л-35-11/300) 5) дооборудование установок насосно-компрессорным оборудованием (для Л-35-11/600 устанавливается дополнительный компрессор циркуляционного газа) 6) реконструируется отпарная колонна и фракционирующий абсорбер, холодильники продуктов риформинга и гидроочистки 7) добавляется оборудование для проведения регенерации катализатора. [c.223]

Пре цесс в первом реакторе проводят при времени контакта 1 — 4 с и степени конверсии этилена 30—40%, причем выходящий из реакто )а газ содержит 1,5% (об.) оксида этилена. Тепло газа ис-по,тьзуют в теплообменнике 1 и после дополнительного охлаждения направляют газ в абсорбер 3 первой ступени, где оксид этилена поглощается водой. Газ па выходе из абсорбера разделяют на два потока основную часть возвращают на первую ступень окисления, а остальное идет на доокисление — через теплообменник 4 в реактор 5. [c.435]

Разработана технология предваретельной осушки газа до абсорбера в трубопроводе смешения охлажденным гликолем, распыляемым в поток газа по длине газопровода. Получены положительные результаты, позволяющие рекомендовать технологию к внедрению. [c.203]

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]

Несконденсированный газовый поток поступает во всасывающий коллектор вакуум-компрессора 6, на всасывающей линии которого создается небольшое разрежение, а на нагнетаемой — давление 0,55—0,6 МПа. Скомпримированный контактный газ с температурой 85—100 подвергается дополнительному охлаждению в системе теплообменников 7. При этом часть продукта конденсируется, а газовый поток поступает на блок абсорберов 8 Примерный состав некоторых потоков приведен в табл. 11.2. [c.362]

Газ после холодильника 4 освобождается от тумана КУС в электрофильтре 5 и соединяется с током газообразного аммиака из аммиачной колонны. Общий поток газа подается турбога-зодувкой 7 через подогреватель 8 в сатуратор 9, барботирует через раствор серной кислоты. Выпавшие в сатураторе кристаллы сульфата аммония, отделяются, а газ, после охлаждения в водяном холодильнике прямого смешения 10, направляется в абсорбер с насадкой 11, который орошается циркулирующим поглотительным маслом. В абсорбере из газа извлекается СБ и раствор его в поглотительном масле (ПМ) направляется на ректификацию. СБ отгоняется из раствора, а регенерированное ПМ возвращается на абсорбцию. В холодильнике /О из газа выделяется твердый нафталин, который экстрагируется из водной суспензии горячей КУС, подаваемой в нижнюю часть холодильника. Из абсорбера 11 выходит обратный коксовый газ (ОКГ). [c.179]

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]

По схеме "Линде" (рис. 85), как и в описанных выше схемах, конверсию природного газа, сжиженных газов или нафты проводят в труйча-той печи 2. Затем после охлаждения в системе регенерации тепла конвертированный газ поступает на абсорбцию СО2 любым из растворителей, например, растворами карбонатов, как показано на схеме. Полученная в десорбере 5 углекислота рециркулирует в поток сырья для увеличения выработки окиси углерода. После абсорбера СО2 6 газ попадает в осушитель 7, заполненный цеолитами, где одновременно с парами воды поглощаются и остатки двуокиси углерода. [c.267]

Схема переработки бедного и богатого газов включает узел очистки от органических соединений серы. Очистка от сероводорода осуществляется в специальных абсорберах, в которых поток газа, вводимый снизу, орошается щелочными растворами. В качестве последних могут быть использованы калиевая соль метилаланина или калиевая соль диметилгликоля. Первая служит для абсорбции сероводорода, а вторая для абсорбции сероводорода и диоксида углерода. Для этих процессов также могут быть использованы этанолами-ны. Поглощение происходит при 20-30°С, а регенерация алкацидного раствора при 105-110°С. При этом выделяются сероводород и диоксид углерода, которые, пройдя систему охлаждения, частично растворяются в воде и направляются на переработку совместно со сточными водами. Нерастворив-шуюся основную часть газа, содержащую Н28 и СО2, направляют на установки получения свободной серы. Один объем щелочного раствора может абсорбировать до 50 объемов сероводорода. Расход щелочного раствора на 1000 м газа в среднем равен 1,2 м , причем в очищенном газе содержание сероводорода составляет 0,001 г/м [c.157]

Природный газ (давление 5,9 МПа) охлаждают в рекуперативном теплообменнике 1 и пропановом испарителе 3 от 18 до —37 °С, в результате чего часть газа конденсируется. Для предотвращения гидратообразования при охлаждении газа в сырьевой поток перед теплообменником 1 вводят раствор этнленгликоля. Из пропанового испарителя 3 смесь газа, обводненного этиленгликоля и сконденсировавщихся углеводородов (конденсата) поступает для разделения в сепаратор 6. После сепаратора обводненный этиленгликоль подают на блок регенерации (на схеме не показан), конденсат — в абсорбционно-отпарную колонну 12, а газ направляют — один поток в узел предварительного насыщения регенерированного абсорбента (пропановый испаритель 4 и сепаратор 5), другой поток — в нижнюю часть абсорбера 7. [c.240]

Справочник химика 21

Химия и химическая технология