|
|
|
Главная --> Справочник терминов Циркулирующего растворителя «Сульфинол»-процесс обеспечивает глубокое извлечение H2S, СО2, COS, С5г, RSH, RSR. Основное количество компонентов поглощается физическим растворителем, тонкая очистка осуществляется диизопропаноламином. Раствор «сульфинол» химически и термически стабилен, имеет низкую теплоемкость и давление насыщенных паров. При взаимодействии с СО2 «сульфинол» 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-на. 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 циркулирующего абсорбента на вы- 265 290 265 230 320 абсорбента, циркулирующего через 200 420 170 — 210 честве параметра оптимизации было принято количество циркулирующего абсорбента. Остальные параметры были постоянными: давление 3,5 МПа, температура в узле предварительного отбен-зинивания и тощего абсорбента —23 °С. При выборе оптимального варианта переработки газа по схеме НТК в качестве критерия оптимизации была принята температура конденсации газа. При этом давление в узле конденсации газа и деэтанизации конденсата во всех вариантах принято постоянным и равным 3,5 МПа. Изменение количества циркулирующего абсорбента в схемах НТА, а также температуры охлаждения газа в схемах НТК позволяет варьировать отбор пропана и более тяжелых углеводородов, добиваясь нахождения их оптимального значения. Во всех случаях целевыми компонентами являлись пропан + высшие. Известно, что энергозатраты на проведение процесса абсорбции в основном складываются из затрат на ком-примирование газа, охлаждение газа и тощего абсорбента, перекачку циркулирующего абсорбента. Энергозатраты на комприми-рование газа во всех вариантах практически постоянны. Энергозатраты на охлаждение газа и тощего абсорбента зависят от состава газа и удельного расхода абсорбента. Наряду с давлением абсорбции, величина которого принимается, другим основным параметром абсорбционного процесса является температура. Численное значение константы равновесия К уменьшается с понижением температуры, а значение А при этом увеличивается, и из газа извлекается больше жирных углеводородов на единицу объема циркулирующего абсорбента. Поэтому применение для охлаждения воздушных холодильников снижает стоимость эксплуатации абсорбционно-отпарной секции газобензинового завода, а использование искусственного холода увеличивает эту стоимость. Оптимальную температуру можно определить, представив графически зависимость стоимости извлечения углеводородов с помощью холодильного и абсорбционного процессов от средней температуры абсорбции. При этом для данной сте- Жидкий пропилен и аммиак испаряются в испарителях И и 12 за счет теплоты циркулирующего абсорбента и в газообразном состоянии поступают в нижнюю часть реактора / (рис. 51). Сюда же подается воздух. Реакционные газы из реактора проходят теплообменник 2, где нагревают воздух, поступающий в реактор и теплообменник 3, в котором нагревается вода. Вода поступает в реактор для отвода теплоты реакции и в колонну 4. Колонна 4 имеет две циркулирующего абсорбента на вы- 265 290 265 230 320 абсорбента, циркулирующего через 200 420 170 — 210 честве параметра оптимизации было принято количество циркулирующего абсорбента. Остальные параметры были постоянными: давление 3,5 МПа, температура в узле предварительного отбен-зинивания и тощего абсорбента —23 °С. При выборе оптимального варианта переработки газа по схеме НТК в качестве критерия оптимизации была принята температура конденсации газа. При этом давление в узле конденсации газа и деэтанизации конденсата во всех вариантах принято постоянным и равным 3,5 МПа. Изменение количества циркулирующего абсорбента в схемах НТА, а также температуры охлаждения газа в схемах НТК позволяет варьировать отбор пропана и более тяжелых углеводородов, добиваясь нахождения их оптимального значения. Во всех случаях целевыми компонентами являлись пропан + высшие. Известно, что энергозатраты на проведение процесса абсорбции в основном складываются из затрат на ком-примирование газа, охлаждение газа и тощего абсорбента, перекачку циркулирующего абсорбента. Энергозатраты на комприми-рование газа во всех вариантах практически постоянны. Энергозатраты на охлаждение газа и тощего абсорбента зависят от состава газа и удельного расхода абсорбента. Объем циркулирующего растворителя, м3/ч. 162 - 126 Объем циркулирующего растворителя, м3/ч. 163 126 250 мг/м3, в очищенном газе — 1—2 мг/м3 (в расчете на серу). Основные показатели процесса: производительность по газу 36 тыс. м3/ч; объем циркулирующего растворителя 20—30 м3/ч; давление в абсорбере 1,0 МПа; температура растворителя на входе в абсорбер 30—35 °С; давление в десорбере 0,5 МПа; температура низа десорбера 130—140 °С. (Растворитель регенерируют в наса-дочном колонном аппарате.) В низ десорбера для улучшения от-парки меркаптанов подают водяной пар или очищенный природный газ. Расход пара до 2,5 т/ч, расход растворителя (потери, унос и др.) — менее 0,1 кг/1000 м3 газа. Диаметр абсорбера 2,7 м, высота 2,6 м. Общее число тарелок в абсорбере 30, из них 5 тарелок находится в верхней секции, предназначенной для улавливания растворителя, который уносится очищенным газом из основной абсорбционной секции. Диаметр десорбера 1,2 м, высота 1,7 м [71 ]. Процесс Сульфинол [22, 63—70]. В качестве абсорбента используют смесь водного раствора диизопропаноламина с сульфо-ланом (циклотетраметиленсульфон), названную сульфинолом: 30% диизопропаноламина (этот компонент получил наибольшее применение), 64% сульфолана и 6% вода. Состав абсорбента может изменяться в зависимости от качества исходного газа. Физико-химические свойства диизопропаноламина и сульфолана приводятся ниже [27, 28]: Бутан-бутеновая фракция поступает в испаритель /, где испаряется за счет теплоты циркулирующего растворителя и направляется в зависимости от состава на 8-ю, 12-ю или 16-ю тарелку колонны 4^ Бутен-бутадиеновая фракция поступает в испаритель 3, обогреваемый горячим десорбированным растворителем, а затем в колонну 4* на 38-ю или 42-ю тарелку. Колонны 4г и 42 работают как одна колонна с общим числом тарелок 132. Насыщенный растворитель из куба колонны 4t насосом 6 перекачивается в верхнюю часть колонны 42, а пары с верха колонны 42 поступают в нижнюю часть колонны 4г. Колонна 4Z снабжена кипятильником 5, колонна 4г — дефлегматором 7. Десорбированный растворитель из куба колонны 18 после испарителя 2 охлаждается в холодильнике 15 и собирается в емкость 14. Из емкости 14 охлажденный ДМФА подается вновь на экстрактивную ректификацию; 3% от общего количества циркулирующего растворителя отводится на регенерацию; свежий растворитель для подпитки подается в емкость 14. * бензина пиролиза делает возможным совместную переработку этих видов сырья. Однако более целесообразна раздельная их переработка. Во-первых, можно выделить этилбензол из фракции С8 смолы пиролиза, где его содержание значительно больше, чем в соответствующей фракции катализата риформинга. Во-вторых, в результате более высокой концентрации ароматических углеводородов во фракциях бензина пиролиза (70—90 против 45—55% для катализатов риформинга) объем циркулирующего растворителя меньше. Наконец, можно более квалифицированно использовать рафинатную фракцию после экстракции ароматических углеводородов из бензинов пиролиза. В ней содержится 40—50% цик-лоалканов, и при раздельной переработке упомянутых видов сырья она может быть подвергнута риформингу, тогда как рафи-нат, полученный из смешанного сырья, необходимо возвращать на пиролиз. Объем циркулирующего растворителя, м8/ч. 162 126 Объем циркулирующего растворителя, м3/ч. 163 126 250 мг/м3, в очищенном газе — 1—2 мг/м8 (в расчете на серу). Основные показатели процесса: производительность по газу 36 тыс. м3/ч; объем циркулирующего растворителя 20—30 м3/ч; давление в абсорбере 1,0 МПа; температура растворителя на входе в абсорбер 30—35 °С; давление в десорбере 0,5 МПа; температура низа десорбера 130—140 °С. (Растворитель регенерируют в наса-дочном колонном аппарате.) В низ десорбера для улучшения от-парки меркаптанов подают водяной пар или очищенный природный газ. Расход пара до 2,5 т/ч, расход растворителя (потери, унос и др.) — менее 0,1 .кг/1000 м3 газа. Диаметр абсорбера 2,7 м, высота 2,6 м. Общее число тарелок в абсорбере 30, из них 5 тарелок находится в верхней секции, предназначенной для улавливания растворителя, который уносится очищенным газом из основной абсорбционной секции. Диаметр десорбера 1,2 м, высота 1,7 м [71 ]. Процесс Сульфинол [22, 63—70]. В качестве абсорбента используют смесь водного раствора диизопропаноламина с сульфо-ланом (циклотетраметиленсульфон), названную сульфинолом: 30% диизопропаноламина (этот компонент получил наибольшее применение), 64% сульфолана и 6% воды. Состав абсорбента может изменяться в зависимости от качества исходного газа. Физико-химические свойства диизопропаноламина и сульфолана приводятся ниже [27, 28]: существенно уменьшить количество циркулирующего растворителя чистки оборудования. Поэтому часть циркулирующего растворителя  Циклизации соединений Циклопропан циклобутан Цинкорганических соединений Циркулирует охлаждающая Цисоидную конформацию |
- |
Навигация