Получение этилена из нефти и газа - Клименко А.П.
Скачать (прямая ссылка):
Во фракционирующем абсорбере вследствие высоких концентрации компонентов Сз—С4 температурный уровень значительно выше, чем в ректификационной колонне. В конденсаторе орошения и в верху абсорбера температура равна —40 -.--45° С, а температура в колонне извлечения схем низкотемпературной ректификации равна —100 -т- —140° С.
В ряде случаев в качестве абсорбента или компонента его применяют нормальный гексан. При применении высококипящих абсорбентов можно еще больше повысить температурный уровень процесса абсорбции, но это приведет к увеличению количества циркулирующего абсорбента и к повышению температур кубов колонн, следствием чего может явиться полимеризация углеводородов в нижней части колонн.
H2AC2
C3Xu+
Хладагент
Рис. 109. Схема низкотемпературной абсорбции.
Абсорбция тяжелыми абсорбентами широко применяется в схе-мах-газобензиновых заводов и газофракционирующих установок нефтеперерабатывающих заводов.
В последнее время получают распространение схемы пиролиза, предусматривающие совместное получение этилена и бензола [111]. Наличие ароматических углеводородов в исходном газе позволяет применить сорбент с преимущественным содержанием их.
Схема абсорбционной установки извлечения этилена ароматическими абсорбентами приведена на рис. 110. Принципиальное отличие ее от схемы низкотемпературной абсорбции углеводородами Сз—С4 заключается в следующем: а) отсутствует конденсатор холодного орошения, а весь потребный холод вводится в систему с предварительно охлажденным в холодильниках 1 и 2 сорбентом; б) отсутствует предварительное насыщение абсорбента метаном; в) все извлекаемые из газа компоненты (Сг, Сз, С4) в десорбере 3 являются верхним продуктом; конденсация их осуществляется водой либо хладагентом.
Если в исходном газе отсутствуют ароматические углеводороды или содержатся их незначительное количество, то эта схема не может быть рекомендована, так как абсорбент будет уходить с остаточным газом.
В США в качестве абсорбентов применяют ароматические дистилляты с молекулярным весом 75—85. Минимальная температура в абсорбере лежит в пределах между 0 и —20° С и температурами кри-стализации отдельных компонентов абсорбента. Максимум температуры в десорбере определяется полимеризацией непредельных углеводородов. Установка работает следующим образом: очищенный
На очистку и обновление адсорбента
Рис. 110. Схема низкотемпературной абсорбции ароматическими абсорбентами.
от диеновых углеводородов газ подается в абсорбционно-отпарную колонну 4, где этилен и более тяжелые компоненты переходят в жидкую фазу, а метан и легкие компоненты (Нг, CH4) в паровой фазе
выводятся из колонны. Свежий абсорбент охлаждается до Он--20° C1
а затем в колонне нагревается до —5 H- +40° С на тарелке питания в зависимости от количества циркулирующего сорбента, степени абсорбции и эффективности охлаждения в промежуточных холодильниках абсорбера 5. Температуру и давление выбирают обычно так, чтобы обеспечить минимальное количество циркулирующего в системе абсорбента. Растворитель в десорбере нагревается, при этом этилен и более тяжелые компоненты десорбируются и в виде верхнего продукта выводятся из системы извлечения.
Возможен и иногда используется метод, при котором десорбция осуществляется в две ступени: в первой выделяется фракция Сг, а во второй Сз и высшие. Десорбер выполняется обычно в виде рек-
тификационной колонны с орошением. Давление в десорбере поддерживается в пределах 20—30 ата, а температура низа десорбера— 210—230° С. Для предотвращения полимеризации ненасыщенные углеводороды С4 и выше должны быть выделены и удалены из системы. Для подавления полимеризации к абсорбенту добавляют специальные ингибиторы.
Выбор параметров схемы. В НИИХИММАШ проведены расчетные исследования влияния давления, температуры и физических свойств абсорбента на процесс извлечения углеводородов Сг методом абсорбции для наиболее часто встречающегося на практике состава газа, образованного при смешении «сухих» газов и пропан-бутановой фракции нефтепереработки с газами пиролиза этана и пропана (составы 1 и 2, табл. 24).
Таб_лица 24
Расчетные составы газа при исследовании процесса абсорбции, % мол.
Состав 1
Состав 2
Компонент
исходный
остаточный
исходный
остаточный
газ
газ
газ
газ
H2
25
24,10
40
38,48
C1
32
24,32
5
3,72
C2
31
0,46
53
0,42
C3
11
—
2
—
C4
1
~
Всего ...
100
48,88
100
42,62
Результаты расчетов количества циркулирующего абсорбента в зависимости от давления и температуры приведены на рис. 111. Потери абсорбентов Сз и Cj в зависимости от этих же параметров приведены на рис. 112.
Расходы энергии на извлечение углеводородов Сг без отпарки метана были определены применительно к нескольким вариантам схем. Во всех схемах энергетические балансы подсчитаны по удельным холодопроизводительностям каскадного холодильного цикла аммиак-этилен-метан при соответствующих температурных уровнях. В расчетах принято, что стоимость 1 кг пара при давлении до 16 ата равна стоимости 0,13 квт-ч электроэнергии.
