Технологические схемы и режимы процесса

Принципиальная технологическая схема однопоточной абсорбционной очистки газа растворами этаноламинов приведена на рис. 1. Поступающий на очистку газ I проходит восходящим потоком через абсорбер 1 навстречу потоку регенерированного абсорбента V. Насыщенный кислыми газами раствор абсорбента VI, выходящий с низа абсорбера, подогревается в теплообменнике 5 регенерированным раствором из десорбера 6 и подается на верх его. После частичного охлаждения в теплообменнике 5 регенерированный раствор дополнительно охлаждается в холодильнике 3 и подается на верх абсорбера 1.

Тепло, необходимое для регенерации насыщенного раствора, сообщается последнему в рибойлерах, обогреваемых водяным паром. Кислый газ из десорбера охлаждается для конденсации содержащихся в нем водяных паров. Конденсат этих паров из сепаратора 8 возвращают в десорбер 6 несколько выше входа насыщенного раствора амина.

В схеме предусмотрен экспанзер (выветриватель) 4, в котором за счет снижения давления насыщенного раствора выделяются физически растворенные в абсорбенте углеводороды и частично сероводород и диоксид углерода. Экспанзерный газ III после очистки используется в качестве топливного газа или компримируется и подается в исходный газ I.

В представленной на рис.1 схеме регенерированный абсорбент подается одним потоком (поэтому схема названа однопоточной) на верхнюю тарелку абсорбера. Однако, помимо описанной, в промышленности широкое распространение получила схема с раздельными потоками подачи в абсорбер регенерированного абсорбента одинаковой степени регенерации: 70-80% раствора абсорбента подается в середину абсорбера, а остальное количество - на верхнюю тарелку. Это позволяет снизить затраты энергии на перекачку раствора абсорбента, уменьшить металлоемкость абсорбера (абсорбер имеет меньший диаметр выше тарелки ввода абсорбента в его середине из-за меньших жидкостных нагрузок на тарелках), а также повысить степень извлечения СОS за счет подачи среднего потока раствора абсорбента с более высокой температурой и осуществления реакции гидролиза СОS.

В случае большого содержания в очищаемом газе кислых компонентов также целесообразно применение двухпоточного ввода абсорбента, но разной степени регенерации. Частично регенерированный абсорбент подается в среднюю часть абсорбера, а на верхнюю тарелку подается глубокорегенерированный абсорбент для тонкой очистки газа. Такая схема по сравнению с обычной однопоточной схемой (см.рис.1) позволяет на 10-15% снизить расход водяного пара на регенерацию. Кроме того, при очистке высококислых газов необходимо осуществлять двойное выветривание насыщенного раствора абсорбента при разных давлениях: первоначально при давлении 1,5-2,0 МПа для выделения основного количества растворенных углеводородов, а на второй ступени при давлении, близком к атмосферному, без подвода тепла выделяется часть кислых газов, которая направляется непосредственно на производство серы. За счет двухступенчатого выветривания дополнительно экономится до 10% водяного пара, подаваемого в рибойлеры десорбера, но при этом устанавливается насос для подачи насыщенного раствора абсорбента из второго выветривателя в десорбер, который работает в неблагоприятных условиях при высокой степени насыщения раствора абсорбента кислыми компонентами и высокой температуре раствора (до 65-75⁰С).

При очистке газа, содержащего СОS наряду с H₂S и СО₂ в абсорбере может быть предусмотрена зона поглощения и гидролиза СОS, состоящая из 5-8 тарелок, куда подается регенерированный раствор амина в количестве 10-15% от общего объема с температурой до 70-80⁰С.

В промышленных схемах аминовой очистки газа предусматриваются также системы фильтрации раствора и ввода антивспенивателя.

На рис. 2 приведена принципиальная технологическая схема установки аминовой очистки газов с высоким содержанием кислых компонентов, эксплуатируемая в Канаде, Франции, США и на Астраханском ГПЗ. В ней предусмотрены и раздельный ввод в абсорбер частично и полностью регенерированного раствора амина, и двухступенчатое выветривание насыщенного раствора амина, и зона поглощения и гидролиза СОS в абсорбере.

При МЭА-очистке общая степень насыщения раствора абсорбента кислыми газами составляет от 0,3-0,4 до 0,6-0,7 моль/моль МЭА. Технологический режим в абсорбере следующий: температура исходного газа - 30-35⁰С, регенерированного МЭА - 35-45⁰С; давление 3 МПа. Деосрбер работает при следующих параметрах: температура насыщенного амина на входе в десорбер - 85-95⁰С, регенерированного амина в кубе десорбера - 110-120⁰С (не более 125⁰С); давление 0,3-0,8 МПа. Количество тарелок в абсорбере и десорбере составляет 20-25 штук, тип тарелок - клапанные, ситчатые или решетчатые, коэффициент полезного действия - 0,25-0,40.

ДЭА-процесс существует в двух разновидностях - обычный ДЭА-процесс (концентрация ДЭА в растворе 20-25% масс., поглотительная способность по кислым компонентам - 0,5-0,8 моль/моль ДЭА) и ДЭА-SNPA-процесс (концентрация ДЭА в растворе 25-30% масс., поглотительная способность по кислым компонентам - 1,0-1,3 моль/моль ДЭА). Первая разновидность используется при наличии в исходном газе COS и СS₂ и парциальном давлении кислых компонентов в нем от 0,2 МПа и выше, вторая - при парциальном давлении кислого газа выше 0,4 МПа. Технологический режим в абсорбере при ДЭА -очистке следующий: температура верхнего потока абсорбера - 35-40⁰С; среднего потока - 70-80⁰С; насыщенного абсорбента - 65-75⁰С; давление - 6,0-7,0 МПа; общий расход раствора абсорбента - 1,0-1,5 л/м³ газа. Параметры технологического режима десорбера следующие: температура верха - 50-55⁰С; питания - 105-115⁰С; низа - 120-125⁰С; давление - 0,18-0,25 МПа. Количество тарелок в абсорбере и десорбере, их тип и к.п.д. такие же, как и при МЭА-очистке