|
|
|
Главная --> Справочник терминов Регенерацию катализатора Принципиальная технологическая схема процессов химической абсорбции не отличается от обычной схемы абсорбционного процесса. Однако в конкретных условиях в зависимости от количества кислых газов в очищаемом газе, наличия примесей, при особых требованиях к степени очистки, к качеству кислого газа, и других факторов технологические схемы могут существенно отличаться. Так, например, при использовании амиппых процессов при очистке газов газоконденсатных месторождений под высоким давлением и с высокой концентрацией кислых компонентов широко используется схема с разветвленными потоками абсорбента (рис. 53), позволяющая сократить капитальные вложения и в некоторой степени эксплуатационные затраты. Высокая концентрация кислых компонентов требует больших объемов циркуляции поглотительного раствора. Это не только вызывает рост энергетических затрат на перекачку и регенерацию абсорбента, но и требует больших объемов массообменных аппаратов, т. е. увеличения капитальных вложений. Вместе с. тем из практики известно, что в силу высоких скоростей реакций аминов с кислыми газами основная очистка газа происходит па первых по ходу очищаемого газа пяти—десяти реальных тарелках абсорбера; на последующих тарелках идет топкая доочист-ка. Этот факт послужил основанием для подачи основного количества грубо регенерированного абсорбента в середину абсорбера, а в верхнюю часть абсорбера — меньшей части глубоко-регенерированного абсорбента. Это позволило использовать абсорбер переменного сечения (нижняя часть большего диаметра, верхняя — меньшего), что снизило металлозатраты, а также сократить затраты энергии за счет глубокой регенерации только части абсорбента. 7. Не слишком высокая температура кипения, чтобы при необходимости можно было использовать тепловую регенерацию абсорбента. «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 Процесс разработан фирмой Флюор. Первая промышленная установка построена в США в 1960 г. для очистки природного газа от СО2 (45% об.) и H2S (70 мг/м3). Содержание кислых компонентов в очищенном газе составляло: СО2 2% об., H2S — 5,7 мг/м3 (мощность установки 2,3 .млрд. м3/год). Процесс Флюор можно использовать для очистки природных, нефтяных и технологических сухих газов с повышенным содержанием СО2 и низким отношением H2S : CO2. Наиболее благоприятные условия обеспечиваются при суммарном парциальном давлении кислых компонентов в исходном сырье более 0,4 МПа. Абсорбцию проводят в интервале от 0 до —6 °С (охлаждение обеспечивается за счет аммиачного холодильного цикла). Регенерацию абсорбента осуществляют, как правило, без подвода тепла путем ступенчатого снижения давления — для Одним из возможных способов повышения эффективности работы установок НТА является организация процесса абсорбции с подводом тепла в нижнюю часть абсорбционной колонны. В результате этого снижается нагрузка абсорбционно-отпарной колонны и сокращается количество низконапорного газа, получаемого при деэтаиизации насыщенного абсорбента в АОК. При наличии в насыщенном абсорбенте большого количества метана и этана ухудшается работа АОК, увеличиваются потери пропана с сухим газом абсорбционно-отпарной колонны. Установлено, что при деметаниза-ции насыщенного абсорбента непосредственно в абсорбере деэтанизацию насыщенного абсорбента можно проводить по ректификационной схеме — применение ее позволяет сократить в ряде случаев затраты на регенерацию абсорбента на 18—40% [105]. Процесс разработан фирмой Флюор. Первая промышленная установка построена в США в 1960 г. для очистки природного газа от СО2 (45% об.) и H2S (70 мг/м3). Содержание кислых компонентов в очищенном газе составляло: СО2 2% об., H2S — 5,7 мг/м3 (мощность установки 2,3 млрд. м3/год). Процесс Флюор можно использовать для очистки природных, нефтяных и технологических сухих газов с повышенным содержанием СО2 и низким отношением H2S : CO2. Наиболее благоприятные условия обеспечиваются при суммарном парциальном давлении кислых компонентов в исходном сырье более 0,4 МПа. Абсорбцию проводят в интервале от 0 до —6 °С (охлаждение обеспечивается за счет аммиачного холодильного цикла). Регенерацию абсорбента осуществляют, как правило, без подвода тепла путем ступенчатого снижения давления — для Одним из возможных способов повышения эффективности работы установок НТА является организация процесса абсорбции с подводом тепла в нижнюю часть абсорбционной колонны. В результате этого снижается нагрузка абсорбционно-отпарной колонны и сокращается количество низконапорного газа, получаемого при деэтанизации насыщенного абсорбента в АОК. При наличии в насыщенном абсорбенте большого количества метана и этана ухудшается работа АОК, увеличиваются потери пропана с сухим газом абсорбционно-отпарной колонны. Установлено, что при деметаниза-ции насыщенного абсорбента непосредственно в абсорбере деэтанизацию насыщенного абсорбента можно проводить по ректификационной схеме — применение ее позволяет сократить в ряде случаев затраты на регенерацию абсорбента на 18—40% [105]. На ряде ГПЗ применены схемы с рециркуляцией остаточных газов, аналогичные приведенной на рис. 7.13. Определение оптимальных условий работы этой установки затруднительно. С одной стороны, желательно проводить деметанизацию насыщенного абсорбента под высоким давлением, чтобы снизить нагрузку на сжатие остаточного газа, с другой — повышение давления увеличивает металлоемкость колонны и расход тепла на регенерацию абсорбента. в дегазатор Е-1. Насыщенный абсорбент через рекуперативный теплообменник также подается в дегазатор. Газ дегазации подается на среднюю часть верхней секции, а отсепарированный абсорбент —в верхнюю часть отпарной секции АОК Газы с верха АОК используют для предварительного насыщения тощего абсорбента. Окончательную регенерацию абсорбента производят в дёсорбере К-3. В колоннах установлены клапанные тарелки. линию и пара на регенерацию абсорбента, дает возможность тепла на регенерацию абсорбента. Кроме того, селективная Известно несколько вариантов технологического оформления процесса дегидрирования бутана, различающихся по способам подвода теплоты и регенерации катализатора. В настоящее время в промышленности широкое применение получил процесс дегидрирования бутана в кипящем слое катализатора. Данный процесс впервые разработан и освоен в промышленных масштабах в Советском Союзе. На установках, оборудованных реакторами с кипящим слоем, дегидрирование и регенерацию катализатора- проводят в отдельных аппаратах. Реактор и регенератор могут быть расположены параллельно или соосно один над другим. Транспортирование катализатора в первом случае осуществляется по двум одинаковым U-образным линиям в потоке катализатора высокой концентрации (200— 400 кг/м3), а во втором — воздухом по прямым транспортным линиям, проходящим внутри аппаратов. Первые системы получения газа из нефти были основаны на частичном окислении ее в циклических системах, включающих регенерацию катализатора, и давали городской газ с такой же теплотой сгорания, как и раньше, — 4450 ккал/м3, или 18630 кДж/м3 (процессы «Холл», «Сигас», «Дейтон»). Позднее были разработаны и стали применяться менее сложные и более дешевые процессы каталитического парового риформинга легкого лигроина прямой перегонки с применением циклических систем для производства небольших объемов распределяемого газа (процессы «Ониа Джеджи», «Майкро Симплекс») или непрерывных систем, требующих десульфурации лигроина и обеспечивающих выход большого объема распределяемого газа (процессы «500», «Хальдор Топсо») [3]. Таким образом, появилось несколько сотен установок по переработке лигроина, главным образом в Великобритании, а также в Японии, Франции, ФРГ, Италии и США. На установках, оборудованных реакторами с кипящим слоем, дегидрирование и регенерацию катализатора проводят в отдельных аппаратах. Реактор и регенератор могут быть расположены параллельно или соосно один над другим. Транспортирование катализатора в первом случае осуществляется по двум одинаковым U-образным линиям в потоке катализатора высокой концентрации (200—400 кг/м3), а во втором — по прямым транспортным линиям, проходящим внутри аппаратов. В производстве мономеров широко используются технологические процессы циклического характера: после непродолжительного цикла контактирования система переключается на регенерацию катализатора. Получающиеся при регенерации катализатора газы сбрасываются в атмосферу. Важным фактором надежности эксплуатации установок, в которых осуществляются такие процессы, является герметичность запорно-регулирующей арматуры, в противном случае циклические технологические процессы приводят к значительному загрязнению воздушного бассейна и потере ценных продуктов. Б реактор загружают дифениламин и катализатор (гумбрин) и нагревают смесь до 1254]. В течение 3 ч под слой реакционной массы при 125—130 "С подают стирол, затем выдерживают смесь при этой температуре и интенсивном перемешивании. Реакционную массу охлаждают до 105—110Г'С и отфильтровывают от катализатора. Катализатор промывают ацетоном, выгружают, сушат и повторно используют. Промывные воды направляют на регенерацию катализатора. Перед началом опыта проводят регенерацию катализатора, для чего водоструйным насосом просасывают через реактор холодный волдух в течение 10 мин. Затем включают электрообогрев реактора и нагревают его с токе воздуха до 500 °С. При этой температуре ведут регенерацию катализатора в те-че*шс 2 ч, не допуская повышения температуры алюмоплати-шшого катализатора выше 510L1C (а алкшохромового— выше 550°С). В противном случае возможна необратимая дезактивация катализатора. На рис. И2 показана н сокращенном виде схема диухстадий-ного процесса окисления этилена н ацетальдегид. Последний образуется н реакторе, где через йодный растиор катализатора (СиСа+Р^СЬ) пропускают этилен. Процесс проводят при 8 — 13,5 ат и 100— 120° С. Образующиеся продукты имеете с растнором отработа>1ного катализатора из лерхней части реактора перетекают в сепаратор. Здесь вследствие снижения данленпя (дросселирования) происходит испарение ацетальдегида и отделение его от раствора отработанного катализатора. Последний направляют н ко-лонный аппарат (регенератор), где кислородом воздуха проигшоднт регенерацию катализатора. Регенерированный каталнзаторный рас- • твор вновь подают в реактор. катализатора уменьшается. Регенерацию катализатора производят воздухом меров, а также сернистых соединений. Регенерацию катализатора Воздух на регенерацию катализатора подается турбовоздуходувкой 2 через топку 3, обогреваемую топливным газом. Ре-генерационный воздух с температурой 600—620 °С из топки 3 ' поступает в реактор 5. В результате выжигания кокса контактный слой катализатора нагревается и выделяются газы регенерации («дымовые газы») с температурой 620—630 °С. Теплота дымовых газов используется в котле-утилизаторе 4 для получения из парового конденсата (или умягченной воды) пара высокого давления. Дымовые газы после котла-утилизатора выводятся в атмосферу. Регенерацию катализатора осуществляют продувкой его при повышенной температуре азотовоздушной смесью.  Расходные коэффициенты Реакционно способных Реакторного излучения Рецептуры резиновых Регенерация адсорбента Регенерацией исходного Регенерации катализатора Регенерации составляет Регенеративного теплообмена |
- |
Навигация