13 Абсорбционная система с рециркуляцией газов десорбции

При работе абсорбционной установки под средним и высоким давлением наряду с пропаном и высшими углеводородами абсорбентом поглощается также значительное количество метана и этана. Это усложняет схему десорбции. Из-за большой упругости паров верхнего продукта десорбера К-3 (рисунок 1) затруднена конденсация смеси углеводородов. Продукция рефлюксной емкости Е-1 находится в 2х фазном состоянии. Жидкая фракция в основном состоит из смеси целевых компонентов и направляется на газофракционирующую установку.

Рисунок 1 – Абсорбционная система с рецеркуляцией газов десорбции:

И-1, И-2 – испарители; Х-1 – холодильник; ДК – дожимной компрессор; Н-1 – насос

Газовая фракция состоит практически из всех компонентов исходного газа. Выделение из этой смеси целевых компонентов служит хорошим подспорьем в повышении эффективности абсорбционной установки. Для этой цели применяется либо вторичная абсорбция газов из ёмкости Е-1 в отдельной колонне, либо рециркуляция этого потока через основную абсорбционную колонну К-1. Экономическая целесообразность применения той или иной схемы определяется конкретными условиями производства и, в первую очередь, зависит от состава и количества газовых потоков и от давления процесса.

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 стороны, повышение давления уменьшает количество хвостового газа и связанные с ним нагрузки. Для определения параметров установки необходимо описать ее работу уравнениями, в которые вошли бы параметры всех аппаратов установки.

В окончательном виде уравнения имеют вид: (1)

(2)

где N_i – количество молей I – го компонента в исходном газе, поступающем в абсорбер К-1;

φ_i – коэффициент извлечения i-го компонента в абсорбере;

Z_i – коэффициент извлечения i-го компонента в абсорбционно-отпарной колонне К-2;

S_i – степень десорбции i-го компонента в десорбере К-3;

К_i – константа равновесия i-го компонента в условиях рефлюксной ёмкости Е-1.

В уравнениях (1) и (2)F=L+V (3)

где L и V – число молей компонентов в жидкой и газовой фазах рефлюксной ёмкости соответственно.

Число молей в газовой и жидкой фазах i-го компонента определяется по уравнениям парожидкостного равновесия: (4)

(5)

Количество верхних продуктов колонн К-1(P_i) и К₂(Q_i) определяется по следующим уравнениям: (6)

(7)

Количество нижнего продукта колонны К-3 (D_i) определяется по уравнению: (8)

После определения значений F и L по уравнению парожидкостного равновесия определяются число молей компонентов в паровой и жидкой фазах рефлюксной ёмкости.

14 Установка двухступенчатой абсорбции

Установка двухступенчатой абсорбции

С применением процесса низкотемпературной абсорбции (НТА) возникает целый ряд проблем, в частности при использовании легкого абсорбента необходима тщательная его сепарация после абсорбера. Поэтому для уменьшения потерь поглотителя с сухим газом применяются схемы двухступенчатой абсорбции с подачей тяжелого абсорбента в верхнюю часть колонны – выше точки ввода легкого абсорбента.

На рисунке 2 приведена принципиальная технологическая схема маслоабсорбционной установки, на которой перерабатывается 10,8 млн. м3/сутки под давлением 3,5 МПа с отбором 40% этапа и практически полным выделением углеводородов от пропана и выше. Абсорбция проводится легким и тяжелым абсорбентами.

Рисунок 2 – Схема установки двухступенчатой абсорбции:

1 – адсорбер для осушки газа; 2 – пропановые и водяные холодильники; 3 – абсорбер первой ступени; 4 – абсорбер второй ступени; 5 – теплообменники; 6 – десорбер легкого масла; 7 – трубчатые печи; 8 – деметанизатор; 9 – десорбер нестабильного бензина; 10 – кипятильник.

Потоки: I - сырой газ; II - сухой газ; III - метан; IV - газовый бензин

Сырой газ I предварительно подвергается осушке в адсорбере 1 на твердом поглатителе до точки росы – 40 ºС. Осушенный газ далее охлаждается в пропановом холодильнике 2 до – 29 ºС и поступает в абсорбер 3, орошаемый гексановой фракцией, также охлажденной до –29 ºС. Расход тощего масла 8200 л/мин. Тепло абсорбции снимается промежуточным пропановым охлаждением абсорбента. Средняя температура абсорбции равна - 22 ºС.

Отбензиненный газ с верха первого абсорбера 3 поступает во второй абсорбер 4, орошаемый тяжелым маслом с молекулярным весом 180, для поглащения увлеченного легкого абсорбента. Тяжелый абсорбент подается в количестве 700 л/мин. Абсорбция во втором абсорбере проводится под давлением 3,35 МПа при температуре 17 ºС.

Сухой газ из второго абсорбера 4 направляется в газопровод. Насыщенное тяжелое масло нагревается в теплообменнике 5 и направляется в колонну 6, где от него отделяется легкое масло. Подогрев продукта внизу колонны осуществляется циркулирующим через трубчатую печь 7 продуктом. Тощее тяжелое масло после теплообмена с насыщенным маслом и охлаждения до 10 ºС подается на верх второго абсорбера 4. Легкое масло с верха колонны 6 после конденсации и охлаждения направляется в первый абсорбер 3. Легкое насыщенное масло из первого абсорбера направляется в деметанизатор 8, работающий под давлением 2,9 МПА. Низ колонны подогревается кипятильником 10. После отделения метана III насыщенное масло поступает в выпарную колонну 9, где под давлением 2,0 МПа из него отгоняется газовый бензин IV. Нестабильный бензин далее подвергается стабилизации или фракционировке. Низ колонны 9 подогревается за счет подвода тепла из трубчатой печи 7.

Тощее масло с низа колонны, отдав свое тепло в теплообменнике, кипятильнике и холодильнике, возвращается в первый абсорбер.

Достоинством схемы двухступенчатой абсорбции является не только возможность применения абсорбента низкой относительной молекулярной массы, но и то, что при этом уменьшается также общий расход абсорбента вследствие ступенчатой организации процесса.