Главная -> Словарь

Циркуляции абсорбента

В период эксплуатации установок внесены некоторые изменения в проектную технологическую схему: исключена схема циркуляции экстрактного раствора через холодильник в низ экстракционной колонны, схема орошения испарительных и отпарных колонн блока регенерации фенолом, а также изменен способ конденсации паров отпарных колонн рафината и экстракта. Принципиальная технологическая схема установки приведена на рис. 1.

Скрытые потери фенола на установках находятся в прямой зависимости от проникновения в систему воздуха, а также от температуры регенерации его из растворов. Следовательно, необходимо тщательно герметизировать аппараты установок и снижать температуру на выходе из печи П-3 до ЗЮ-320°С за счет увеличения циркуляции экстрактного раствора через печь.

Исключение проектной схемы циркуляции экстрактного раствора через холодильник в низ экстракционной колонны лишили возможности поддерживать требуемый температурный градиент по высоте колонны при очистке легких фракций, в результате снизился отбор рафината.

При отключении циркуляции экстрактного раствора температурный градиент создается усилением охлаждения сырья, поступающего в колонну. Обычные пределы изменения температурного градиента составляют 0-15°С. Практически незаметно влияние температурного градиента в пределах 5°С на процесс. Обводнение растворителя или ввод воды в низ экстракционной колонны оказывает существенное и быстрое влияние на качество рафината и экстракта, но управлять качеством продуктов этим приемом труднее, чем при фенольной очистке.

При отключении циркуляции экстрактного раствора температурный градиент создается усилением охлаждения сырья, поступающего в колонну. Обычные пределы изменения температурного градиента составляют 0-15°С. Практически незаметно влияние температурного градиента в пределах 5°С на процесс. Обводнение растворителя или ввод воды в низ экстракционной колонны оказывает существенное и быстрое влияние на качество рафината и экстракта, но управлять качеством продуктов этим приемом труднее, чем при фенольной очистке.

Температура в сушильной колонне поддерживается за счет циркуляции экстрактного раствора через лечь 28, а также паров из подогревателя 29. Пары фенола и воды из сушильной колонны частично направляются в абсорбер 4, частично конденсируются в теплообменнике 30 и поступают в емкость фенольной воды 14. Отделенный от воды экстрактный раствор с нижней части сушильной колонны частично подается насосом 31 через печь 28, остальное количество в испарительную колонну 32, в которой для поддержания температуры осуществляется подача экстрактного раствора насосом 33 через печь 34.

Необходимая температура в низу экстракционной колонны поддерживается посредством циркуляции экстрактного раствора через холодильник; температуру верха колонны обеспечивают подачей сырья, нагретого до определенной температуры.

Н-8—фенольный насос; Н-10—рафинатный насос; Н-14, Н-15—насо-Н-23 насос циркуляции экстрактного раствора в К-1; Е-1, Е-2,

Температура 75—80 °С в средней части колонны поддерживается за счет циркуляции экстрактного раствора, который забирается с отстойной тареЛ*ки насосом 6 и, пройдя через холодильник 9, вновь подается в колонну под упомянутую тарелку. Для увеличения выхода рафината и уменьшения растворимости масла в экстрактном растворе предусмотрена возможность возврата в колонну 7 части экстракта снизу колонны 43 через холодильник 9 . Этим завершается процесс экстракции масляного дистиллята. Дальнейшие операции заключаются в обработке рафинатного и экстрактного растворов для выделения очищенного масла — рафината и экстракта, а также регенерации фурфурола.

Часть экстрактного раствора снизу колонны 33 насосом 38 прокачивается через экстрактный змеевик печи 17 и при 225—230 °С подается в отгонную часть экстрактной колонны 42 на 3-ю каскадную тарелку. В колонну 42 вводится также тепло за счет циркуляции экстрактного раствора из нижней части колонны в экстрактный змеевик печи 17, откуда при 225—230 °С в смеси с раствором, взятым из колонны 33, подается в колонну 42.

Наряду с указанными перегородками в колонне монтируются еще 1—2 отстойные заборные тарелки для осуществления циркуляции экстрактного раствора по описанной выше схеме . Тарелки эти оборудуются 6—8 стаканами диаметром 800 мм, высотой 1000 мм и двумя стаканами диаметром 450 мм, высотой 1500 мм. Растворитель и сырье подаются в колонну через маточники. Для загрузки и выгрузки насадки, а также для ремонтных работ колонна оборудуется 8—10 люками диаметром 450—500 мм.

После налаживания «горячей» циркуляции экстрактного блока приступают к пуску рафинатного блока.

Основные недостатки процессов: не достигается комплексная очистка газов от H2S, CO2, RSH, COS и CS2; низкая глубина извлечения меркаптанов и некоторых других сероорганических соединений; при взаимодействии меркаптанов, COS и CS2 с некоторыми растворителями образуются нерегенерируемые в условиях процесса химические соединения; для реализации процессов необходимы высокая кратность циркуляции абсорбента и большие теплоэнергетические затраты ; абсорбенты и продукты взаимодействия их с примесями, содержащимися в сыром газе, нередко обладают повышенной коррозионной активностью.

Основными критериями при выборе абсорбентов, а следовательно, и процессов являются начальное и конечное содержание извлекаемых «нежелательных» компонентов в газе и заданное рабочее давление в системе или начальное и конечное парциальное давление их в условиях очистки. Начальное давление предопределяет кратность циркуляции абсорбента . Конечное парциальное давление зависит в первую очередь от степени регенерации абсорбента и от равновесного давления извлекаемого газа над раствором от температуры. Капитальные и эксплуатационные затраты определяются главным образом кратностью циркуляции и условиями регенерации растворителя. Следовательно, экономика процесса предопределяется в основном парциальными давлениями извлекаемых «нежелательных» компонентов в сыром и очищенном газе. На основе этих данных можно оценить, какой из растворителей — химический или физический — наиболее приемлем для заданных условий. После этого, учитывая специфику содержащихся в газе примесей и возможные варианты взаимодействия их с растворителями данной конкретной группы, можно выбрать процесс, который целесообразно будет использовать для проведения технико-экономического исследования.

Давление, МПа Кратность циркуляции абсорбента при очистке газа различного состава, л/м' сырого газа

Расположение трубчатых распределителей на разных уровнях способствует противоточной циркуляции абсорбента и позволяет уменьшить площадь сечения абсорбционной зоны и, соответственно, мате-

В целях наиболее полного извлечения углеводородов из масла на одних заводах в нижнюю часть десорбера вводится перегретый водяной пар. На других заводах десорбцию производят с помощью легких углеводородов. По мере увеличения давления растет растворимость газообразных углеводородов в масляной фракции. На некоторых заводах с целью более полного извлечения углеводородов С2—С4 абсорбцию ведут под давлением 100 am и выше. Известно также применение низкотемпературной абсорбции. Чем ниже температура, тем выше растворимость углеводородов в масляной фракции. Иногда абсорбцию проводят при температурах от —7 до —27° С. Это позволяет значительно снизить кратность циркуляции абсорбента и применять более легкие масла, растворяющие большее количество газообразных углеводородов.

Расположение трубчатых распределителей на разных уровнях способствует противоточной циркуляции абсорбента и позволяет уменьшить площадь сечения абсорбционной зоны и, соответственно, мате-

Основные недостатки процессов: не достигается комплексная очистка газов от H2S, CO2, RSH, COS и CS2; низкая глубина извлечения меркаптанов и некоторых других сероорганических соединений; при взаимодействии меркаптанов, COS и CS2 с некоторыми растворителями образуются нерегенерируемые в условиях процесса химические соединения; для реализации процессов необходимы высокая кратность циркуляции абсорбента и большие теплоэнергетические затраты ; абсорбенты и продукты взаимодействия их с примесями, содержащимися в сыром газе, нередко обладают повышенной коррозионной активностью.

Основными критериями при выборе абсорбентов, а следовательно, и процессов являются начальное и конечное содержание извлекаемых «нежелательных» компонентов в газе и заданное рабочее давление в системе или начальное и конечное парциальное давление их в условиях очистки. Начальное давление предопределяет кратность циркуляции абсорбента . Конечное парциальное давление зависит в первую очередь от степени регенерации абсорбента и от равновесного давления извлекаемого газа над раствором от температуры. Капитальные и эксплуатационные затраты определяются главным образом кратностью циркуляции и условиями регенерации растворителя. Следовательно, экономика процесса предопределяется в основном парциальными давлениями извлекаемых «нежелательных» компонентов в сыром и очищенном газе. На основе этих данных можно оценить, какой из растворителей — химический или физический — наиболее приемлем для заданных условий. После этого, учитывая специфику содержащихся в газе примесей и возможные варианты взаимодействия их с растворителями данной конкретной группы, можно выбрать процесс, который целесообразно будет использовать для проведения технико-экономического исследования.

Давление, МПа Кратность циркуляции абсорбента при очистке газа различного состава, л/м3 сырого газа

Широкая фракция углеводородов C3+BblcI1IM ^ конденсируется в воздушном холодильнике 7 и поступает в рефлюксную емкость 9, из~которой часть ШФУ подают в качестве орошения на верхнюю тарелку десорбера 3, а избыток_направляют на газофракционирующую установку для производства индивидуальных углеводородов или соответствующих фракций сжиженных газов. Тепло в нижнюю часть десорбера 3 подводят замечет циркуляции абсорбента, ^стекающего с^нижней тарелки десорбера, через подогреватель 10. Регенерированный абсорбент выводят с низа десорбера 3, охлаждают в рекуперативных теплообменниках 4 и 5 и в холодильниках 6 и 8, после чего подают в абсорбер / и абсорбционно-отпарную колонну 2.

На отечественных ГПЗ давление в абсорбционных аппаратах МАУ не превышает 4 МПа. Средняя температура абсорбции, как правило, 40—45 °С, в качестве абсорбента используют керосиновые фракции с молекулярной массой 120—240 . В этих условиях извлечение пропана и более тяжелых углеводородов достигается на МАУ при большом расходе абсорбента и высоких теплоэнергетических затратах. Повышение давления и увеличение кратности циркуляции абсорбента не приводят на этих установках к существенному увеличению извлечения товарной продукции. Считают, что число реальных тарелок в абсорбере не следует принимать более 30 .