книги / Переработка нефтяных и природных газов
..pdf8
700 7SO 800 850 900 950
LrH4Mb/4
Рис. 111.60.
Профиль изменения содержания извлеченных из газа компонентов в абсорбенте по высоте абсорбционного аппарата:
Ci — метан; С2 — этан; С3 — пропан, О — адиабатический режим; # — оптимальный режим.
Рис. II 1.61.
Профиль изменения количества извлеченных из газа компонентов в абсорбенте по высоте абсорбера.
Условные обозначения см. на рис. III.60.
рого во всех режимах существенно отличалась. При низких тем пературах сравнительная оценка затрат холода может быть про ведена только на основе оптимизационных расчетов всего техноло гического контура с учетом рекуперации холода всех потоков блока абсорбции. По предварительной оценке оптимизация съема тепла по высоте абсорбера позволяет снизить затраты холода по блоку абсорбции на 15—20%. Если процесс абсорбции прово дят при повышенных температурах и рекуперация холода сухого газа малоэффективна, результаты оптимизации по контуру абсор бера будут справедливы и для блока абсорбции в целом.
Для практической реализации оптимального или изотермического режима целесообразно использовать, в частности, абсорберы с трубчато-решетчатыми тарелками, так как съем тепла в таких аппаратах производится непосредственно в зоне контакта взаимодействующих фаз. При такой организации процесса не требуются традиционные теплообменные устройства, работающие в схеме «абсор бер—холодильник—абсорбер». При наличии трубчато-решетчатых тарелок изо термический режим или режим, близкий к оптимальному, может быть обеспе чен в ряде случаев за счет подачи в трубчато-решетчатые тарелки технологиче ских потоков с относительно высокой температурой, при которой может ока заться невыгодным охлаждать сухой газ или тощий абсорбент в обычных тепло обменных аппаратах, так как с большей эффективностью эти потоки можно использовать для съема тепла в абсорберах с трубчато-решетчатыми тарелками или другими аналогичными тепломассообменнымн устройствами. Могут быть варианты, при которых для этой цели окажется выгодным использовать «бро совый» холод различных газообразных и жидких продуктов, получаемых при добыче нефтяных (природных) газов и газового конденсата.
221
С помощью однорядных трубчато-решетчатых тарелок можно обеспечить съем тепла 525—546 тыс. кДж/ч (в расчете на одну теоретическую тарелку). Это не всегда обеспечивает возможность достижения абсолютного оптимума. Поэтому был произведен поиск оптимума с ограничением теплосъема с одной теоретической тарелки. В этом случае поиск оптимального режима можно осу ществить с помощью описанного выше алгоритма. Для этого в кри терий оптимизации необходимо ввести функцию штрафа, которая в случае превышения заданного уровня теплосъема будет резко повышать значение целевой функции. Анализ показал, что при выполнении этого условия функция цели увеличивается незна чительно, а качество оптимума практически не ухудшается. При этом ярко выраженные максимумы локального теплосъема не только перераспределяются на несколько тарелок (образуются целевые зоны возможного съема тепла), но и вообще могут изме нять свое местоположение [100]. Это обстоятельство необходимо учитывать при оптимизации режима работы массообменных аппаратов.
Одним из возможных способов повышения эффективности работы установок НТА является организация процесса абсорбции с подводом тепла в нижнюю часть абсорбционной колонны. В ре зультате этого снижается нагрузка абсорбционио-отпарной ко лонны и сокращается количество низконапорного газа, получае
мого при деэтанизации насыщенного абсорбента в АОК. При |
на |
||||
|
|
|
личии в насыщенном абсорбенте большого |
||
т |
|
|
количества метана и этана ухудшается ра |
||
|
|
|
бота АОК, увеличиваются потери пропана |
||
|
|
пг |
с сухим газом абсорбциоино-отпарной |
ко |
|
|
|
лонны. Установлено, что при деметаниза- |
|||
|
|
|
|||
Е :г z iIH n |
ции насыщенного |
абсорбента непосредст |
|||
|
|
|
венно в абсорбере деэтанизацию насыщен |
||
EE:z - |
|
ного абсорбента можно проводить по рек |
|||
|
|
|
тификационной |
схеме — применение |
ее |
|
|
|
позволяет сократить в ряде случаев затраты |
||
- 1H EZ |
: |
IZ H I - |
на регенерацию абсорбента на 18—40% |
||
[105]. |
|
|
|||
|
|
|
Схема с деметанизацией насыщенного |
||
|
|
и |
абсорбента в абсорбере была апробирована |
||
Е |
: Е |
О» |
на опытной установке (рис. III.62) [106]. |
||
: |
Для проведения в одном аппарате процес |
сов абсорбции нефтяного газа и деметани-
нхь
VII
У/
Рис. I I I .62.
Принципиальная технологическая схема опытной уста новки абсорбции нефтяного газа:
/ — хладоноситель; I I — нефтяной газ; I I I — сухой газ; I V — абсорбент—стабильный конденсат; V — абсор бент—нестабильный конденсат; V I — насыщенный абсор бент; V I I — теплоноситель.
222
зации насыщенного |
абсорбента |
опытный |
абсорбер |
с |
труб |
||
чато-решетчатыми |
тарелками был дооборудован паровым |
подо |
|||||
гревателем *, |
который |
позволял |
изменять |
температуру |
в |
ниж |
|
ней кубовой |
части |
абсорбера от |
14 до 130 °С. Характеристика |
абсорбера-деметанизатора: диаметр 400 мм, межтарельчатое рас стояние 300 мм, свободное сечение тарелок 18,6%, ширина щели на тарелке или расстояние между рядами труб 5 мм. Тепло абсорб ции снимали за счет подачи в трубчато-решетчатые тарелки газо вого конденсата, предварительно охлажденного в системе аммиач ного холодильного цикла. Это позволяло проводить процесс абсорбции в условиях благоприятного теплового режима и под держивать температуру в абсорбционной секции в пределах 12-14 °С.
На установке использовали два абсорбента — нестабильный конденсат подавали на четвертую тарелку (счет с верха) абсор бера — деметанизатора, стабильный — на первую тарелку. Хи мический состав сырого нефтяного газа и абсорбентов приведен ниже:
|
Сырой |
Абсорбент |
|
.Содержание, % масс. |
нефтяной |
нестабиль- |
„ |
(попутный) |
ный кон- |
стабильный |
|
|
газ |
денсат |
конденсат |
с н 4 |
60,8 |
— |
— |
С2н 6 . . . |
П.4 |
— |
— |
С3Н8 . . |
14,0 |
0,3 |
0,1 |
i«o-C4Hl0 . . |
3,4 |
0,7 |
0,2 |
Я-С4Н10 . . |
7.8 |
2,7 |
1,4 |
2С5Н12 . |
2,6 |
7,4 |
3,3 |
2С0Н1 4 ................ |
— |
19,0 |
15,0 |
2С-Н14 + высшие . . |
— |
69,8 |
80,0 |
В процессе исследования изменяли только температуру в нижней кубовой части аппарата; все остальные параметры были неиз менны: расход исходного нефтяного газа составлял 1370 м3/ч, удельный расход абсорбента 2,85 л/м3 газа, соотношение тяжелого и легкого абсорбента было 1 : 2, температура аб сорбента не превышала 7—10 °С, рабочее давление составляло 1,58 МПа.
На рис. II 1.63 представлены зависимости изменения коэффи циентов извлечения (<р) метана, этана и пропана от температуры
низа абсорбера |
— деметанизатора (/^), из которых следует, что |
с повышением |
температуры до 100—110 °С извлечение пропана |
остается неизменным, а извлечение метана и этана непрерывно уменьшается и при 100—110 °С достигается практически полная деметанизация насыщенного абсорбента. Ниже приведены данные
* Это было сделано в связи с неисправностью нижних тарелок — при хоро шем их состоянии водяной пар можно было подавать в трубки тарелок.
223
о фактическом изменении температур по высоте аппарата, работа ющего в режимах абсорбера и абсорбера-деметанизатора:
Режим
Абсорбера Абсорбера-деметани
затора
Температура |
потоков, |
|
Температура |
потоков |
||||||
сырогогаза |
|
°С |
|
сухогогаза колонны)(верх |
|
на тарелках |
(счет |
сверху), |
||
абсорбента |
насыщенного абсорбента(низ |
колонны) |
40 |
34 |
28 |
23 |
17 |
11 |
||
|
|
|
|
|
|
|
1 |
|
|
|
|
|
|
|
24 |
8 |
20 |
10 |
20 |
20 |
15 |
12 |
12 |
12 |
24 |
8 |
98 |
и |
27 |
22 |
17 |
14 |
12 |
12 |
°с
5
10
и
Анализ экспериментальных и расчетных данных показал, что слабая зависимость извлечения пропана от температуры низа абсорбера-деметанизатора (рис. III. 64) обусловлена тем, что при
Рис. I I I .63.
Извлечение углеводородов в абсорбере-деметанизаторе в зависимости |
от |
температуры |
в нижней части аппарата. |
|
|
Экспериментальные данные: О — метан; # — этан; X — пропан, 1> 2, |
3 |
— расчетные |
зависимости. |
|
|
Рис. I I I .64.
Потери пропана (С3) с сухим газом абсорбера — деметанизатора и с сухим газом АОК в зависимости от температуры в нижней части абсорбера-деметанизатора
(_______ Е_______
^ 1000 м8 нефтяного газа |
J |
1 — АОК; 2 — абсорбер; |
3 — суммарные потери пропана из абсорбера и АОК. |
t W)°C
224
Таблица III,9. Характер изменения газового потока и распределения температур по высоте абсорбера-деметанизатора (расчетные данные)
|
|
|
Номер теоретической тарелки |
^счет снизу) |
|
||||
Параметры |
1 |
2 |
3 |
4 |
5 |
6 |
7 |
8 |
|
|
|
||||||||
Количество |
газа (по |
2,4 |
1,7 |
61,4 * |
60,4 |
60 |
58,9 |
55,9 |
54,5 |
кидающего |
тарел |
|
|
|
|
|
|
|
|
ку), кмоль/ч |
97 |
25 |
22 |
16 |
14 |
12 |
12 |
11,5 |
|
Температура, °С |
|||||||||
* Сырой газ в количестве 59,7 кыоль/ч подавали под третью тарелку. |
|
||||||||
повышении температуры |
до 100—110 °С профиль температур по |
высоте абсорбционной секции аппарата практически не изме нялся (табл. II 1.9), а газовый поток увеличивался за счет газов деметанизации незначительно (см. табл. III.9) и не мог оказать существенного влияния на эффективность процесса в абсорб ционной секции аппарата.
На рис. 111.64 приведены данные, характеризующие эффектив ность работы системы «абсорбер — деметанизатор — абсорб- ционно-отпарная колонна» применительно к одному из газопере рабатывающих заводов при повышении температуры в нижней кубовой части абсорбера-деметанизатора с 23 до 130 °С. Анализ этих данных показал, что зависимость, отражающая связь между величиной суммарных потерь пропана в системе и температурой
низа абсорбера-деметанизатора, |
имеет экстремальный характер |
с минимумом, проявляющимся |
при температуре около 100 °С. |
Экстремальный характер функций можно объяснить тем, что за висимость эта отражает действие двух противоположно напра вленных факторов, интенсивность которых определяется темпе ратурой низа абсорбера-деметанизатора (имеется в виду интенсив ность роста потерь пропана с сухим газом абсорбера-деметани затора и снижения потерь пропана с сухим газом АОК). Исполь зование абсорбера-деметанизатора позволяет в данном случае сократить потери пропана на установке масляной абсорбции при мерно на 30%, а также уменьшить в 2 раза нагрузку абсорбцион- но-отпарной колонны и в результате этого снизить теплоэнерге тические затраты на проведение процесса.
Схема с предварительной деметанизацией насыщенного абсор бента может быть легко реализована в аналогичных условиях на
.действующих газоперерабатывающих заводах. Рассматривая этот вопрос, необходимо иметь в виду, что подвод тепла в нижнюю кубовую часть абсорбера, работающего при низких температурах, исключает возможность использования холода насыщенного аб сорбента. Это может привести к увеличению теплоэнергетических затрат на проведение процесса низкотемпературного разделения газа. Кроме того, использование абсорбера-деметанизатора на
8 Берлин М. А. и др. |
225 |
установках НТА осложняется тем, что значительная часть метана и этана конденсируется в системе предварительного отбензинива ния газа (т. е. в узле НТК) и вместе с ШФУ поступает в абсорб- ционно-отпариую колонну. Поэтому содержание метана и этана в сырьевом потоке АОК может быть достаточно высоким, несмотря на повышение температуры в нижней части абсорбера. Ниже при водятся расчетные составы (в кмоль/ч) сырья абсорбционноотпарной колонны установки НТА (применительно к одному из ГПЗ) без подвода тепла и с подводом тепла в кубовую часть абсор
бера (давление в абсорбере 3,43 МПа, температура |
сырого газа |
|||||
и тощего |
абсорбента |
равна |
—23 °С, температура |
насыщенного |
||
абсорбента в кубовой части —10 °С): |
|
|
||||
|
|
Вариант без подо |
Вариант с подогревом |
|||
Компо |
Конденсат |
грева |
низа |
абсорбера |
низа абсорбера до 50 °С |
|
|
|
|
|
|
||
ненты |
в узле НТК |
насыщенный |
сырье |
насыщенный |
||
|
|
|||||
|
|
абсорбент |
.в АОК |
абсорбент |
сырье в АОК |
|
с н 4 |
131,4 |
100 |
|
2 3 1 ,4 |
4 6 |
177,4 |
С2Н с |
51,3 |
4 6 ,9 |
|
9 8 ,2 |
4 3 ,9 |
95,1 |
С3н 8 |
125,4 |
9 0 ,4 |
|
2 1 5 ,8 |
9 0 ,2 |
2 1 5 ,6 |
Таким образом, в данном случае более 50% метана, поступа ющего в АОК, извлекается до поступления газа в абсорбер. По этому в результате подвода тепла в низ абсорбера содержание метана уменьшается в сырье АОК только на 30%, а содержание этана практически не изменяется. В этих условиях вопрос о деэтанизации насыщенного абсорбента и ШФУ по ректификационной схеме можно будет решить только на основе технико-экономиче ского анализа достоинств и недостатков такого варианта.
Узел деэтанизации. Важным элементом схемы абсорбционного процесса разделения нефтяных и природных газов является узел деэтанизации насыщенного абсорбента. От эффективной работы этого узла зависит глубина извлечения легких нежелательных углеводородов (метана и др.) из сырьевых потоков, содержание которых регламентируется в товарных продуктах ГПЗ. При. производстве пропана и более тяжелых углеводородов количество этана ограничивается, например, в сырьевом потоке десорбера из-за того, что повышенное его содержание приводит к необхо димости ужесточения условий конденсации широкой фракции углеводородов (С3+писпше), получаемой с верха десорбера, а при отсутствии такой возможности возникает проблема компримиро вания и смешения этой продукции с сырым газом с целью повтор ного извлечения ее в абсорбере, т. е. возникает необходимость рекомпрессии и реабсорбции иесконденсировавшихся углеводоро дов. При повышенном содержании этана в сырьевом потоке де сорбера ухудшается качество пропановой (пропан-бутановой)
226
фракции, получаемой на газофракционирующих установках (ГФУ), а также создаются трудности в обеспечении необходимой четкости разделения ШФУ.
При переработке ШФУ на газофракционирующих установках ГПЗ содер жание этана в широкой фракции не должно превышать 2% масс, в расчете на пропан. В случае если ШФУ передается на центральные газофракционирующие установки, в составе которых имеется собственный узел деэтанизации, содержа ние этана регламентируется в ШФУ на уровне 3—5% масс.
При неудовлетворительной организации режима работы аб- сорбционно-отпарной колонны содержание целевых углеводоро дов (пропана и др.) в сухом газе АОК увеличивается, что приводит к уменьшению производства ШФУ, поскольку больше целевых углеводородов попадает в топливный сухой газ.
Во ВИИИгаз было проведено обследование работы АОК ряда абсорбционных установок ГПЗ. В табл. ШЛО и III. 11 приведены основные технологические параметры и качественные показатели работы узлов деэтанизации абсорбционных установок пяти газо перерабатывающих заводов [107]. Отличительная особенность
Таблица II1.10. Технологические параметры и основные качественные показатели работы узла деэтанизации
|
|
ГПЗ |
|
|
Показатели |
|
3 |
4 |
5 |
1 |
2 |
Давление, МПа
в абсорбере |
|
3,5 |
2,9 |
1,32 |
1,4 |
3,1 |
|
в АОК |
|
|
0,77 |
1,02 |
1,15 |
0,9 |
1,15 |
Температура, °С |
|
|
|
|
|
35 |
|
верха АОК |
абсорбента, посту |
38 |
43 |
30 |
28 |
||
регенерированного |
36 |
39 |
28 |
16 |
32 |
||
пающего в АОК |
|
|
|
|
30 |
85 |
|
сырья |
|
|
180 |
42 |
46 |
||
насыщенного абсорбента на глухой та |
187 |
100 |
82 |
53 |
60 |
||
релке АОК |
|
|
210 |
128 |
130 |
145 |
|
низа АОК |
|
245 |
|||||
Количество |
регенерированного абсорбента, |
34,5 |
18,0 |
20,0 |
24,0 |
40,0 |
|
поступающего в АОК, % от его количе |
|
|
|
|
|
||
ства, поступающего в |
абсорбер |
5,48 |
5,7 |
8,0 |
4,2 |
14,5 |
|
Количество сухого газа из АОК, % от рас |
|||||||
хода сырого газа, поступающего в абсор |
|
|
|
|
|
||
бер |
|
|
|
10,8 |
27,7 |
20,0 |
8,0 |
Удельный расход регенерированного абсор |
19,8 |
||||||
бента в АОК, л/м3 сухого газа |
|
|
|
|
|
||
Состав сухого газа, % масс. |
66,1 |
49,3 |
16,2 |
16,7 |
21,4 |
||
СН4 + |
No |
|
|||||
С2Н6 |
высшие |
|
30,4 |
41,2 |
71,2 |
64,8 |
48,6 |
С3Н8 + |
|
3,5 |
9,5 |
12,6 |
19,4 |
30,0 |
|
Содержание углеводородов С3+рЫсише в су |
3,5 |
3,3 |
6,0 |
4,2 |
14,5 |
||
хом газе АОК, % от потенциального их |
|
|
|
|
|
||
содержания в сыром |
газе, поступающем |
|
|
|
|
|
|
в абсорбер |
|
|
|
|
|
|
8* |
227 |
Таблица III.11. Качество |
регенерированного |
(тощего) абсорбента |
[107] |
||||||||
|
Фракционный состав |
|
\Р |
|
Содержание углеводородов |
|
|||||
|
абсорбента—выкипает |
|
|
||||||||
|
о4 |
|
|
||||||||
|
(% |
объемный) |
при темпе |
|
|
в абсорбенте, % масс. |
|
||||
СО |
|
ратуре, |
°С |
|
о |
|
|
|
|
|
|
|
|
|
|
|
х |
|
|
|
|
|
|
t: |
н. к. |
150 |
175 |
200 |
к. К. |
3 |
СН4 |
С2Н0 |
СзН8 |
Ы30-С4Н1О «-С.|Ню |
|
и |
« |
||||||||||
1 |
130 |
10 |
30 |
35 |
309 |
97 |
0,00379 |
0,0377 |
0,0438 |
0,0196 |
|
2 |
129 |
6 |
24 |
60 |
287 |
98 |
0,044 |
0,03 |
0,11 |
0,028 |
I 0,038 |
3 |
71 |
2,5 |
3 |
3,5 |
320 |
95 |
0,06 |
0,33 |
0,36 |
0,20 |
| 0,470 |
технологических схем АОК заключалась в следующем. На ГПЗ № 1 температура в нижней кубовой части колонны поддержива лась за счет циркуляции нижнего продукта через нагревательную печь; на ГПЗ № 2—5 температура в кубовой части АОК поддержи валась за счет циркуляции нижнего продукта колонны через рекуперативные теплообменники, где в качестве теплоносителя
использовали горячий |
регенерированный абсорбент, выходящий |
с низа десорбера. |
|
На этих заводах количество сухого газа, получаемого в АОК, |
|
достигало 4,2—14,5% |
масс, от общего количества сырого газа, |
поступающего в абсорбер. При этом расход регенерированного (тощего) абсорбента составлял 8—27,7 л/м3 сухого газа (18— 40% от общего объема абсорбента, подаваемого в абсорбер). Тем пература в нижней кубовой части АОК поддерживалась на уровне 130—245 °С. Из этих данных следует в частности, что деэтанизация насыщенного абсорбента на установках МАУ сопряжена с большими эксплуатационными расходами. Кроме того, даже при
таких |
условиях деэтанизации .потери углеводородов |
С3+пысшие |
|
с сухим газом АОК достигали на некоторых ГПЗ |
14% |
от потен |
|
циального их содержания в сыром газе. При этом на |
ряде ГПЗ |
||
из-за |
неудовлетворительной работы АОК объем |
несконденсиро- |
вавшихся углеводородов, поступающих в рефлюксную емкость десорбера, составлял 140 тыс. м3/сут, или 12% от общего объема сырого газа [108]. Рекомпрессия и реабсорбция этих продуктов сопряжена с дополнительными капитальными и эксплуатацион ными затратами. Поэтому необходимо стремиться к созданию условий для наиболее полной конденсации широкой фракции, получаемой с верха десорбера.
Во ВНИИгаз для разработки рекомендаций по совершенство ванию технологических схем узла деэтанизации насыщенного абсорбента были проведены расчетно-экспериментальные исследо вания, посвященные изучению эффективности работы абсорб- ционно-отпарной колонны при изменении температуры и состава сырья АОК, глубины извлечения пропана и степени отпарки этана, числа теоретических тарелок и места ввода сырья в колонну. Одновременно была изучена возможность повышения эффектив ности процесса деэтанизации за счет ввода насыщенного абсор-
228
бента в АОК на две питательные тарелки при различных темпе ратурах сырьевых потоков [107]. При выполнении этого исследо вания изменяли один из технологических параметров и сравни вали следующие показатели: количество регенерированного аб сорбента L, тепловые нагрузки на испаритель Q, максимальные количества паров Fmax и жидкости Lmax в абсорбционно-отпарной колонне. Расчеты АОК выполняли на ЭВМ по методу «от тарелки к тарелке» (в основу положена термодинамическая модель про цесса).
На рис. II 1.65 приведены зависимости, характеризующие вли яние температуры сырья (насыщенного абсорбента) на эффектив ность работы абсорбционно-отпарной колонны. На этом и других графиках за 100% приняты показатели работы АОК при наимень шем значении варьируемого параметра. Исходные данные для расчета. Состав сырья (в % мол.): метана 16,8, этана 22,2, про пана 18,1, бутанов 5,09, пентанов 0,69, абсорбента 36,66 (в ка честве абсорбента использована нефтяная фракция с молекуляр
ной массой |
159); коэффициент |
извлечения пропана в АОК Ф = |
|
= 0,85; содержание этана в |
деэтанизированном насыщенном |
||
абсорбенте — нижнем продукте АОК а=3,3% |
мол. (по отношению |
||
к пропану); |
температура регенерированного |
абсорбента минус |
Рис. I I I .65.
Влияние температуры сырья на показатели работы АОК:
1 |
— количество регенерированного абсорбента; 2 — тепловая нагрузка на испаритель; |
3 |
— максимальный расход жидкости; 4 — максимальный расход пара. |
Рис. I I 1.66.
Влияние степени извлечения пропана на показатели работы абсорбционно-отпарной колонны:
1 — количество регенерированного абсорбента; 2 — максимальное количество паров (жидкости); 3 — тепловая нагрузка испарителя.
229
37 °С; число теоретических тарелок N T принято равным 20 (по 10 тарелок в абсорбционной и десорбционной секциях. Сырье подавали на 10-ю тарелку).
Анализ этого графика (см. рис. |
II 1.65) показал, что при по |
|
вышении |
температуры сырья с 20 до 120 °С тепловая нагрузка |
|
в нижней |
кубовой части колонны |
практически ие уменьшается, |
а расход регенерированного абсорбента увеличивается примерно в 3 раза. Отсюда следует, что в этом случае повышать температуру насыщенного абсорбента перед подачей его в АОК нецелесооб разно. Об этом свидетельствует, в частности, опыт Долинского ГПЗ — снижение температуры питания АОК позволило сократить на этом заводе потери пропана с сухим газом АОК и увеличить производство сжиженных газов.
На рис. III.66 приведены зависимости, устанавливающие связь между степенью извлечения пропана в АОК и основными показателями работы колонны, из которых следует, что при уве личении степени извлечения пропана от 82 до 98% расход абсор бента увеличивается на 63%. При этом величины Q, Кшах и Агаах возрастают примерно в 1,2 раза, а температура низа АОК практи чески не изменяется (исходные данные те же, что и для рис. 111.65). Температура питания принята в данном случае равной 30 °С.
Сравнение эффективности работы АОК при различной степени отпарки этана из насыщенного абсорбента (рис. II 1.67) показало, что для снижения содержания этана в нижнем продукте АОК с 8,5 до 1,3 %мол. (по отношению к пропану) температуру в ниж-
Рис. 111.67.
Влияние примеси этана (а с 2) в нижнем продукте АОК (относительно пропана) на пока
затели работы |
абсорбционно отпарной колонны: |
|
|
1 — количество |
регенерированного абсорбента; 2 — тепловая |
нагрузка на |
испаритель; |
3 — максимальное количество жидкости; 4 — максимальное |
количество |
пара. |
Рис. 111.68.
Влияние количественного соотношения холодного (F,) и горячего (F2) сырьевых пото
ков на показатели работы АОК (при подаче сырьевых потоков на 11-ю и 16-ю тарелки):
1 — максимальное количество жидкости в отпарной секции; 2 — тепловая нагрузка на испаритель; 3 — максимальное количество пара в отпарной секции; 4 — максимальное количество пара в абсорбционной секции; 5 — максимальное количество жидкость в абсорбционной секции; 6 — количество регенерированного абсорбента.
230