ПОИСК Статьи Рисунки Таблицы Параметры работы и пути совершенствования основных узлов из "Переработка нефтяных и природных газов" Абсорбция и десорбция — это два основных массообменных процесса, на которых базируется абсорбционный метод разделения нефтяных и природных газов. Физическая сущность процессов заключается в достижении равновесия между взаимодействующими потоками газа и жидкости за счет диффузии (переноса) вещества из одной фазы в другую. Движущая сила диффузии определяется при прочих равных условиях разностью парциальных давлений извлекаемого компонента в газовой и жидкой фазах. Если парциальное давление компонента в газовой фазе выше, чем в жидкой, то происходит процесс абсорбции (поглощение газа жидкостью), и наоборот, если парциальное давление извлекаемого компонента в газовой фазе ниже, чем в жидкой, то протекает процесс десорбции (выделение газа из жидкости). Для практических расчетов более удобно выражать движущую силу не через парциальные давления, а через концентрации соответствующих компонентов (парциальное давление пропорционально концентрации, поэтому в качестве определяющего параметра можно принять в данном случае любой из них). [c.195] На газоперерабатывающих заводах абсорбцию и десорбцию проводят в абсорбционных и ректификационных аппаратах тарельчатого и насадочного типа. При наличии технологического контура абсорбер—десорбер можно организовать поглощение из газа соответствующих компонентов в абсорбере и выделение их в десорбере извлеченные из насыщенного абсорбента углеводороды получают с верха десорбера и направляют потребителям (или на другую установку), а регенерированный абсорбент отводят с низа десорбера и подают в абсорбер для повторного использования (на ГПЗ в качестве абсорбента применяют бензиновые и керосиновые фракции или их смесь). [c.195] Аналогичное уравнение можно записать для любого компонента, поэтому здесь и далее индекс I опущен. [c.196] Эта зависимость устанавливает связь между содержанием извлекаемого компонента в сыром газе, поступающем в абсорбер, и содержанием этого компонента в сухом газе, покидающем однотарельчатый абсорбер. [c.197] Величина ф, равная отнощению количества извлеченного из газа компонента, к количеству этого компонента, содержащегося в сыром исходном газе, называется коэффициентом извлечения компонента, или эффективностью абсорбции. [c.198] Первый член правой части уравнения характеризует эффективность абсорбции при Хо = О, т. е. в том случае, если регенерированный абсорбент не содержит извлекаемых из газа компонентов. Второй член правой части уравнения (111.16) является поправкой, учитывающей изменение эффективности процесса, при наличии в регенерированном абсорбенте извлекаемых из газа компонентов (Хц 0). Уравнение (111.16) получено Хартоном и Франклином в 1940 г. [89 ]. Расчет по этому уравнению является достаточно точным, но очень громоздким и трудоемким. Поэтому для расчета абсорбции жирных газов, когда фактор абсорбции существенно изменяется по высоте аппарата, используют метод расчета от тарелки к тарелке . [c.198] Основные уравнения абсорбции значительно упрощаются, если допустить, что процесс протекает в изотермических условиях при постоянном соотношении потоков жидкость—газ по высоте аппарата. Это обусловлено тем, что при такой постановке вопроса фактор абсорбции остается постоянным для каждого компонента и не изменяется по высоте аппарата. Такая модель может быть использована при описании процесса абсорбции газов с небольшим содержанием извлекаемых компонентов, или так называемых сухих (тощих) газов. [c.198] Из уравнения (И 1.18) следует, в частности, что коэффициент извлечения компонентов возрастает с увеличением абсорбционного фактора и числа теоретических тарелок. Это уравнение вошло в химическую технологию под названием уравнения Кремсера— Брауна, так как первоначально эта зависимость без второго члена правой части уравнения была получена Саудерсом и Брауном, Кремсер ввел в уравнение Саудерса и Брауна поправку, учитывающую снижение эффективности процесса при наличии в регенерированном абсорбенте извлекаемых из газа компонентов [51. Уравнение Кремсера—Брауна является частным случаем уравнения (И1.16), полученного Хартоном и Франклином. [c.199] Известно, что константа фазового равновесия любого компонента увеличивается с ростом температуры и уменьшается с повышением давления. Поэтому абсорбционный фактор уменьшается в этих условиях, а, следовательно, увеличение температуры и снижение давления процесса приводят к снижению коэффициента извлечения компонентов из газовой смеси. С повышением температуры на 0,5 °С абсорбционный фактор уменьшается, примерно, на 2%. Анализ уравнений (П1.17)—(HI.19) показывает, что увеличение удельного расхода абсорбента (Lq/Gi) приводит к повышению эффективности абсорбции. [c.200] Существенное влияние на эффективность абсорбции оказывает число теоретических тарелок — при увеличении их числа до 6—8 (это соответствует, примерно, 30 реальным тарелкам) удельный расход абсорбента уменьшается при прочих равных условиях. Это приводит к снижению эксплуатационных затрат. Дальнейшее увеличение числа теоретических тарелок не оказывает заметного влияния на эффективность процесса. Наиболее сильное влияние этого параметра проявляется при необходимости обеспечения высокого извлечения пропана и других углеводородов. [c.200] Из уравнений (111.17), (III.18) и (111.20) следует, что эффективность процесса абсорбции зависит также от плотностн и молекулярной массы абсорбента — при постоянном соотношении их коэффициент извлечения компонентов остается постоянным независимо от изменения абсолютных значений плотности и молекулярной массы абсорбента. Использование абсорбента с более низкой молекулярной массой приводит к повышению извлечения компонентов, а также способствует повышению эффективности абсорбционного метода разделения газов. [c.200] Для приближенных расчетов среднюю температуру абсорбции можно принять на 5—10 °С выше среднеарифметической величины между температурой сырого газа и регенерированного (тощего) абсорбента (эти параметры известны обычно из условия задачи). Температуру сухого газа, покидающего абсорбер, принимают в таких случаях на 5—10 °С выше температуры тощего абсорбента, поступающего в абсорбер. При этом 10 °С принимают при низких температурах тощего абсорбента и сырого газа, т. е. для процессов низкотемпературного разделения. [c.202] Необходимо иметь в виду, что повышение степени извлечения компонентов в абсорбере за счет увеличения удельного расхода абсорбента, повышения давления или снижения температуры связано с дополнительными эксплуатационными затратами. Влияние этих параметров на результирующую эффективность процесса различно. Поэтому решение о выборе технологического режима может быть принято, как правило, только на основе оптимизационных расчетов, выполненных в целом по контуру абсорбер— десорбер . [c.202] Абсорбционные схемы ГПЗ кроме общих для любого завода узлов (модулей) сепарации, компримирования и осушки газа должны включать модуль абсорбции, где из газа извлекаются соответствующие компоненты (этан, пропан и др.), модуль деметанизации или деэтанизации насыщенного абсорбента и модуль десорбции, где из деметанизированного или деэтанизированного насыщенного абсорбента извлекается смесь целевых углеводородов (Са+высшие или Сз+выдшие) и восстанавливается поглотительная способность абсорбента. В зависимости от качества исходного сырья схема может быть дополнена модулем очистки газа от серо- и кислородсодержащих нежелательных соединений. [c.202] На рис. П1.48 приведена принципиальная технологическая схема абсорбционного процесса, предназначенного для извлечения из нефтяных и природных газов пропана и более тяжелых углеводородов. Согласно схеме исходный газ после предварительной очистки от капельной (свободной) жидкости и механических примесей компримируется, осушается до необходимой точки росы и подается под нижнюю тарелку абсорбера 1 (узлы сепарации, компримирования и осушки на схеме не показаны), на верхнюю тарелку подают регенерированный абсорбент. В этом аппарате из газа извлекают целевые компоненты (Сз+иысшие) и некоторое количество нежелательных углеводородов (метан, этан). [c.203] Широкая фракция углеводородов Сз+высшие (ШФУ) конденсируется в воздущном (или водяном) холодильнике 7 н пЪступает в рефлюксную емкость 9, из которой часть ШФУ подают в качестве орощения 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 1 и абсорбционно-отпарную колонну 2. [c.204] Эта схема является классическим аналогом современных абсорбционных схем. Отличительная особенность ее состоит, например, в том, что исходный сырой газ и регенерированный абсорбент охлаждают в водяных или воздушных холодильниках до 25—35 °С. В современных схемах газ и абсорбент охлаждают до более низких температур за счет использования соответствующих холодильных циклов (минимальная изотерма испарения хладоагента при переработке нефтяных газов составляет -30- —45 °С). [c.204] В США абсорбционные схемы с водяным (воздушным) охлаждением технологических потоков получили широкое распространение в 20—40-х годах. Применение их позволило обеспечить необходимое производство сжиженных газов и создать нормальные условия для транспортирования отбензиненного газа по газопроводам (извлечение пропана в этом случае 40—50%, бутанов 85— 90%, газового бензина 95—100%). Такие установки вошли в технологию переработки газа под названием маслоабсорбционных установок (МАУ). [c.204] 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 (применение более легких фракций приводит к большим потерям абсорбента). В этих условиях извлечение пропана и более тяжелых углеводородов достигается на МАУ при большом расходе абсорбента (2—4 кг/м сырого газа) 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 [92]. [c.204] Технологический режим десорбера определяют исходя из условия конденсации верхнего продукта десорбера водой и обеспечения минимального содержания извлекаемых из газа углеводородов в регенерированном абсорбенте давленне в рефлюксной емкости не превышает, как правило, 0,7—1,4 МПа температура верха 40—50 °С, температура низа не выше 280—310 °С. При проектировании десорбера число реальных тарелок принимают не более 20—40. [c.205] Вернуться к основной статье