Осушення газу проводиться в періодично працюють колонах; цикли роботи колон 24 - 48 год

На (рис.12) приведена технологічна схема компримування і осушення газу піролізу. Газ з цеху піролізу забирається компресором 1 і проходить послідовно всі щаблі компресії. Після кожного ступеня газ охолоджується в межступенчатих холодильниках 3, 4 і 7 і відокремлюється від конденсату в межступенчатих сепаратора 2, 5, 6. Після четвертої ступені компремірований газ охолоджується в холодильнику 8 до 15 ° C, відокремлюється від конденсату в сепараторі 11 і направляється в колону 13 для виділення важких вуглеводнів (С ₄ і вище). Конденсат з сепаратора 1 іде в ємність 12, куди надходять також конденсати з багатоступінчастих сепараторів. Колона 13 забезпечена кип'ятильником 14, обігрівається водяною парою, і зрошується рідкої пропан-пропіленової фракцією. Температура угорі колони 0 ° C, внизу 85 - 90 ° C, тиск 45 кгс / см ^2. Для запобігання полімеризації в колону вводиться інгібітор. Газ, що відбирається з верху колони, спрямовується на осушку.
У кубовою рідини колони 13 залишається значна кількість легких вуглеводнів, у тому числі етилен і пропілен. Для їх виділення кубова рідина направляється в колону 15 зрошувану конденсатом з ємності 12. Колона забезпечена кип'ятильник. Температура угорі колони 32 ° C, внизу 125 ° C. Верхній продукт конденсується в охолоджуваному водою конденсаторі 16, відділяється від газу в сепараторі 17, і конденсат у вигляді флегми повертається на зрошення. Газ з ємності 12 приєднується до сировини на третьому щаблі компресії. Кубова рідина (З ₄ і вище) охолоджується в холодильнику 19 і виводиться із системи.
Осушення газу з колони 13 здійснюється послідовно у трьох осушувачах 21, 22, 23, заповнених адсорбентом. По черзі у двох з них відбувається осушення газу, а в третьому - регенерація адсорбенту. Регенерація полягає в продуванні адсорбенту інертним газом - у даному випадку метано-водневої фракцією, нагрітій до 240 ° C. Через кожні 24 години роботи перший по ходу газу осушувач відключається для регенерації, другий стає першим, а осушувач зі свежерегенерірованним адсорбентом стає другим по ходу газу.
Наведена схема є одним з можливих варіантів компримування газу піролізу та відділення важких фракцій. Іноді важкі фракції відокремлюють перед останньою сходинкою компресії. Існує також схеми, що передбачають виділення важких фракцій, як перед осушенням газу, так і перед газоразделеніем, з відокремленням частини пропан-пропіленової фракції на останньому щаблі компримування.
2.2.Фракціонірованіе газу піролізу
Для розділення газу піролізу застосовують такі методи.
1. Конденсаційно-ректифікаційної метод (низькотемпературна ректифікація), коли поділ газової суміші - деметанізація, виділення і поділ етан-етиленової фракції - досягається конденсацією з подальшою ректифікацією під тиском із застосуванням аміачного, метанового, етилену (або пропанового) холодильних циклів.
2. Абсорбційної-ректифікаційної метод, при якому всі компоненти важче метану витягують з газу абсорбцією при низьких температурах і потім виділяють низькотемпературної ректифікації.
Обидва методи вимагають витрат холоду і застосування спеціальних хладагентів, оскільки критична температура етилену дорівнює +9,7 ° C і зрідження його водою неможливо.
Необхідно відзначити, що при конденсаційно-ректифікаційне методі основні витрати припадають на створення низьких температур. У зв'язку з цим велике значення має ефективність і економічність застосовуваних холодильних циклів.
Поділ газу піролізу може здійснюватися при низькому або при високому тиску. При поділі при низькому тиску (температура нижче -120 ° C, тиск 1,3 - 2 кгс / см ²⁾ розширюється інтервал температур кипіння поділюваних вуглеводнів і збільшується їх відносна летючість. Крива рівноваги фаз стає крутіше, внаслідок чого для поділу потрібно менше тарілок, флегмовое число знижується, а чіткість поділу може бути дуже високою. З підвищенням тиску крива рівноваги фаз стає більш пологою - збільшується число тарілок і флегмовое число. Однак для створення низьких температур, необхідних для поділу при низькому тиску, доводиться застосовувати поряд з аміачним і пропанових також метановий холодильний цикл. Це вимагає більш складного обладнання та менш економно, ніж етиленових холодильний цикл, який застосовується при високому тиску. Разом з тим, хоча на установках газоразделенія при низькому тиску виходить дуже чистий етилен, вони малопродуктивні і дуже чутливі до зміни складу газу. Крім того, їх значно важче автоматизувати, ніж установки високого тиску.
2.3.Разделеніе піролізу при високому тиску
При високому тиску поділ може проводитися абсорбційної-ректифікаційні або конденсаційно-ректифікаційні методами. При використанні конденсаційно-ректифікаційного методу метано-воднева фракція виділяється при температурах від -90 до -100 ° C, при абсорбційної-ректифікаційне методі - від -20 до -30 ° C з використанням легкого абсорбенту типу фракції С _4.
Принципова схема поділу газу піролізу при високому тиску наведена на малюнку 2:

Компримированні, осушене і охолоджений газ надходить в метанову колону 1, де з нього виділяються газоподібні метан і водень, які відводяться зверху колони. Вуглеводні С2 - С4 конденсуються в колоні 1 і направляються в етан-етиленових колону 2. З верху цієї колони відбирається етан-етиленових фракція спрямовується до етиленових колону 3, де етилен і етан розділяється: зверху відбирається концентрований етилен, а знизу етан. Залишок з колони 2 представляє собою суміш з вуглеводнів С3 - С4, прямує в пропан-пропіленового колону 4. зверху з цієї колони відбирається пропан пропіленова фракція, а знизу бутан-бутеновая.
При поділі газу піролізу при високому тиску конденсаційно-ректифікаційної і абсорбційної-ректифікаційної методи розрізняються в основному лише схемою і режимами роботи метанової колони.
Схема роботи метанової колони при конденсаційно-ректифікаційне методі зображена на малюнку 3:

Газ піролізу в холодильнику 1 охолоджується до мінус 55 - 60 градусів Цельсія з використанням аміачного або пропанового холодильного циклу і надходить в ректифікаційної колони 2. З верхньої частини колони 2 (температура вгорі мінус 95 - 100 градусів Цельсія) відбираються пари метано-водневої фракції, що проходить через охолоджуваний етиленом конденсатор 3, у якому конденсується частина метану, необхідна для зрошення колони. Конденсат відокремлюється від парів у газосепаратори 4 і насосом 5 подається на зрошення колони 2. Нижня частина колони 2 обігрівається пропаном за допомогою кип'ятильника 6 (температура внизу колони 15 - 18 градусів Цельсія). Знизу з колони виводиться суміш вуглеводнів (С2 і вище), що спрямовується на подальшу ректифікацію. При абсорбційної-ректифікаційне методі метанова колона (рис.15):

Являє собою фракционируют абсорбер (верх колони працює як абсорбер, а низ - як отпарная колона). Газ піролізу перед вступом до колону 4 охолоджується в холодильнику 1 до -25 ° С. Витяг компонентів важче метану здійснюється шляхом зрошень колони 4 легким абсорбентом (фракція С4 з пропанового колони), також охолодженим до -25 ° С. Витрата абсорбенту досягає 1,35 кг на кг газу.
Необхідність працювати з легким абсорбентом обумовлена ​​тим, що ступінь вилучення (абсорбційний фактор) пропорційний числу молей абсорбенту:
;
де A - абсорбційний фактор; K - константа фазового рівноваги витягується компонента; L, G - кількість абсорбенту та газу, кмоль.
Отже, при тій же масі абсорбенту ступінь вилучення буде більше для абсорбенту з більш низькою молекулярною вагою. Крім того, для десорбції легшого абсорбенту потрібні менша витрата тепла внаслідок нижчої температури низу десорбера. Недоліком застосування легких абсорбентів є частковий їх винесення з газами, що відходять, в даному випадку з метано-водневими фракціями.
Для відводу тепла, що виділяється при абсорбції, верхня частина колони 4 обладнана проміжними виносними холодильниками 2. що йде зверху метано-воднева фракція містить деяку кількість парів абсорбенту, залежне від температури і тиску на верхній тарілці. Для вилучення віднесло абсорбенту метано-воднева фракція охолоджується в холодильнику 8 до -60 ° С і поступає в ємність 9, де газ відокремлюється від конденсату. Обігрів низу колони здійснюється через кип'ятильник 5. однак, оскільки залишок містить значну кількість абсорбенту (фракція С4), температура низу колони повинна бути вище, ніж у відсутності абсорбенту, і становить близько 60 ° C. Відповідно обігрів кип'ятильника здійснюється водяною парою.
Схеми роботи колон 3 та 4 (рисунок 20) такі ж, як при конденсаційно-ректифікаційне методі. У режимі етан-етиленової колони 2 є відмінності обумовлені великим вмістом абсорбенту фракції С4 у залишку. Температура низу етан-етиленової колони при роботі по конденсаційно-ректифікаційної методу повинна бути близько 70 ° C, у той час як при абсорбційної-ректифікаційне методі вона підвищується до 110 ° C. Відповідно для обогоева кип'ятильників потрібно в першому випадку пар низького, а в другому - високого тиску, при чому витрата водяної пари для абсорбційної-ректифікаційної схеми значно більше, так як абсорбент циркулює через всі колони (за винятком етиленової). Більше також витрата води на охолодження пропан-пропіленової колони.
Чистота етилену також виходить різною при роботі за різними схемами. При однаковій чіткості розділення в отгонной частини метанової колони абсолютний вміст метану в залишку при роботі за схемою з абсорбції буде більше, внаслідок того, що кількість залишку (фракція С2 - С4 і абсорбент) приблизно в три рази більше. Тому зміст метану в етилену, отриманому абсорбційної-ректифікаційні методом більше, ніж при роботі за схемою з конденсацією.
Резюмуючи, відзначимо переваги та недоліки кожного методу. Перевагами конденсаційно-ректифікаційного методу є менша витрата водяної пари і води і велика чистота етилену, недоліками - складність компресорного устаткування, більш низькі температури і високі вимоги до стабільності складу газу. До достоїнств абсорбційної-ректифікаційного методу належать помірно низькі температури і порівняльна простота експлуатації; до недоліків - підвищені енергетичні витрати, винесення абсорбенту та необхідність його виділення при знижених температурах. За сумарними техніко-економічними показниками перевагу слід віддати конденсаційно-ректифікаційної методу.
Техніко-економічні показники процесу низькотемпературного поділу газу піролізу визначаються, в першу чергу, енергетичними витратами на створення низьких температур, а ці витрати в значній мірі залежать від обраної схеми охолодження.
Охолодження до низьких температур, необхідний для виділення з газу піролізу, досягається поєднанням методів дроселювання, розширення газу в детандер і каскадного охолодження за рахунок теплообміну з испаряющимся вишекіпящім компонентом (наприклад, охолодження етилену пропаном, метану - етиленом).
2.4. Очищення етилену
Очищення етилену зводиться до видалення з нього сірководню, двоокису і окису вуглецю, ацетилену і кисню. Видалення цих домішок може здійснюватися на різних стадіях процесу виробництва етилену.
Сірководень, двоокис вуглецю і органічні сірчисті забруднення видаляють шляхом промивання газо-водної лугом (зазвичай 10% розчином їдкого натру) у спеціальному скрубері. При цьому протікають реакції:
H ₂ S + 2NaOH → Na ₂ S + 2H ₂ O
CO ₂ + 2NaOH → Na ₂ CO ₃ + H ₂ O
COS + 4NaOH → Na ₂ CO ₃ + Na ₂ S + 2H ₂ O
CS ₂ + 6NaOH → Na ₂ CO ₃ + 2Na ₂ S + 3H ₂ O
Значне зниження вмісту сірчистих сполук (до 0,0001%) і двоокису вуглецю (до 0,001%) досягається при двоступеневої промиванні лугом.
Очищення від ацетилену може здійснюватися промиванням ацетоном при низьких температурах або, найчастіше, селективним гідруванням. Зміст ацетилену в газі піролізу коливається від 0,1 до 1%. При очищенні воно повинно бути знижений до 0,001 - 0,002%.
Видалення ацетилену абсорбції ацетоном засноване на бажаному розчиненні ацетилену в ацетоні і проводиться при низьких температурах.
Охолоджений етилен промивають ацетоном в абсорбційній колоні 2; насичений ацетон регенерується в колоні 8 шляхом відгону ацетилену і після охолодження в системі теплообмінників і холодильників знову надходить у абсорбционную колону 2.
Очищення від ацетилену селективним гідруванням заснована на реакції:
З ₂ Н ₂ + Н ₂ → З ₂ Н ₄
Умови процесу вибираються таким чином, щоб практично уникнути побічної реакції гідрування етилену. При гідруванні етилен також звільняється від кисню і від окису вуглецю:
О ₂ + 2Н ₂ → 2Н ₂ О
СО + 3Н ₂ → СН ₄ + Н ₂ О
В якості каталізаторів гідрування можуть застосовуватися нікель на кизельгур, паладій на активованому вугіллі або платина на окису алюмінію. Як водомістке газу для гідрування застосовується метано-воднева фракція. Гідрування може проводитися при тисках 20 - 30 кгс / см ² або більше низьких і при температурі газу на вході в реактор від 100 до 180 - 200 ° C. Виборче гідрування ацетилену може проводитися в реакторах трубчастих або колонного типу. У першому випадку тепло реакції відводиться циркулюючим в межтрубном просторі сировиною або водою, у другому піддувом холодного гідрованого продукту:

На малюнку приведена технологічна схема очищення газу піролізу від ацетилену селективним гідруванням. Газ піролізу після компримування і осушення проходить теплообмінник 2 і паровий підігрівач 3 з температурою 150 - 200 ° C проходить послідовно реактори 4 колонного типу. Очищений газ піролізу через теплообмінник 2 і холодильник 1 іде на подальший поділ. Частина очищеного газу циркуляційним компресором 5 подається в реактори 4 для зняття теплоти реакції.
Якщо очищення гідруванням піддається етиленових фракція, після гідрування необхідно концентрування етилену. Принципова технологічна схема доочищення і концентрування етилену наведена на (рис.18):

Етиленових фракцій (97 - 98% етилену) змішується з метано-водневої фракцією і надходить в скрубер 1 для промивання розчином лугу з метою видалення вуглекислого газу, сірководню та органічних сірчистих сполук. Відпрацьована луг виводиться знизу, а газ зверху. Газ після лужної промивання ділиться на два потоки. Один потік проходить міжтрубний простір реактора гідрування 4 і змішується з другим холодним потоком перед паровим підігрівачем 3. у паровому подогревателе 3 газ нагрівається до 100 - 190 ° C і направляють у реактор 4 на гідрування. Реактор є трубчастий апарат, в трубки якого завантажений каталізатор, наприклад, паладій на активованому вугіллі. Тепло реакції відводиться холодною етиленової фракцією циркулює через міжтрубний простір. Тиск в реакторі близько 23 кгс / см ^2. Після гідрування газ охолоджується в холодильнику 5 і направляється в осушувач 6 для видалення вологи. Осушений газ після додаткового охолодження в холодильнику 7 направляється в колону 8 і 9. Зверху з колони 8 при температурі -38 ° C відбирається метано-воднева фракція з вмістом етилену до 70%, який повертається на компримування. Залишок колони 8 звільняється від етану в колоні 9. Зверху з колони 9 при температурі -28 ° C відбирається 99,9%-ний етилен. Залишок колони 9 містить до 60% етану. Температура низу колони 9 близько -20 ° C.

2.5. Отримання етилену диспропорционирование пропілену
Пропиляний є побічним продуктом процесу піролізу на етилен. У зв'язку з цим розроблено так звані процес «тріолефін», заснована на реакції диспропорціонування пропілену:
2 З ₃ Н ₆ ↔ С ₂ Н ₄ + СН ₃ СН = СНСН ₃
Реакція йде на окісних каталізаторах (Со - Мо або W); як носій використовується окис алюмінію.
Побічними реакціями є ізомеризація, крекінг і ущільнення:
СН ₃ СН = СНСН ₃ ↔ СН ₂ = СНСН ₂ СН ₃
СН ₃ СН = СНСН ₃ + СН ₂ = СНСН ₂ СН ₃ → Продукти ущільнення
При 500 К рівноважна глибина перетворення пропілену становить 45,5 мол.%.
Основною причиною зниження виходу в реакції диспропорціонування є небажані реакції ізомеризації. Реакції крекінгу і ущільнення вдається придушити підбором умов реакції.
Вихідний пропілен повинен бути очищений від води, сірководню, кисню, кисневмісних з'єднань, метилацетилену і пропадієну. Процес ведуть при 66 - 260 ° C, тиску 14 - 41 кгс / см ² і високої швидкості подачі сировини. Реактор періодично зупиняють для випалювання коксу, що відкладається на поверхні каталізатора. Кількість утворюваного коксу становить лише 0,02 мас.% У розрахунку на сировину, але внаслідок великої швидкості подачі сировини воно досягає 20% від маси каталізатора. Цикл роботи між регенерації коливається від 20 годин до кількох діб.
Диспропорционирование йде з великою вибірковістю: сума етилену і бутеном досягає 95 - 97% від перетвореного пропілену, а конверсія пропілену 40 - 45%. Непрореагіровавшіх пропілен повертається в реактор. Мольне ставлення етилену до бутеном близько до стехиометрическому (близько 1:1).
Бутен використовується для дегидрирования з отриманням бутадієну-1, 3.
Принципова схема процесу «тріолефін» зображено на (рис.19):

Пропан-пропіленова фракція З ₃ в суміші з рециркулирующим пропиленом надходить в реактор 1 на диспропорціонування. Продукти реакції надходять в нижню частину етиленової колони 3 з якої зверху відбирається етилен і у вигляді бічного погона - суміш пропану з поліпропіленом. Ця суміш направляється в пропіленові колону 2, де непревращенний пропілен відганяється від пропану і повертається в рецикл. Залишок колони 3 надходить в бутеновую колону 4 для відділення висококиплячих вуглеводнів. З верхньої частини колони 4 відбираються бутени високої чистоти.
Процес «тріолефін» дозволяє збільшити вихід етилену при піролізі бензину з 26 - 30 до 40,9% і бутадієну - з 4,7 до 5,7% при одночасному зниженні виходу пропілену з 17,5 до 1,5% і бутеном з 3 , 5 до 0,4%. [3]

3. ОСНОВНІ МЕТОДИ ОДЕРЖАННЯ СПИРТІВ
Спирти застосовують у виробництві синтетичних полімерів, каучуків, пластифікаторів, миючих засобів, як розчинників та екстрагентів і для інших цілей. Вони є масовою продукцією нафтохімічного синтезу, тому велике значення для економіки виробництва спиртів мають методи їх отримання і вихідна сировина. Одним з найважливіших методів виробництва спиртів є гідратація олефінів. Цим методом отримують етиловий, ізопропіловий, втор-і трет-бутилового спирту. Метиловий спирт отримують на основі окису вуглецю і водню.
Найбільш великотоннажним продуктом є етиловий спирт. На основі етилового спирту в кінці тридцятих років С.В. Лебедєвим був розроблений метод отримання бутадієну-1, 3 та синтетичного каучуку на його основі. Етиловий спирт отримують з харчової сировини (ферментативний метод), з продуктів гідролізу деревини, з сульфітних лугів та етилену.
Трудові та сировинні витрати при виробництві етилового спирту з харчових продуктів і деревної тирси дуже великі, тому значно вигідніше виходити з дешевого вуглеводневої сировини і отримувати спирт гідратацією етилену. Для виробництва однієї тонни етилового спирту на основі етилену необхідно переробити всього приблизно 2,5 тонни газу чи нафтових дистилятів, а для одержання 1 тонни спирту з рослинних матеріалів потрібно 4 тонни зерна, 10 - 12 тонн картоплі або 8 тонн деревної тирси. Трудові затрати в людино-годинах при виробництві етанолу з різних джерел складають: з картоплі 280, із зерна 160, з етилену 10.
Для отримання синтетичного етанолу сировиною служить етилен, який піддають сернокислотной гідратації або гідратації на твердих фосфорно-кислотних каталізаторах (пряма гідратація):
З ₂ Н ₄ + Н ₂ SO ₄ → C ₂ H ₅ OSO ₃ H + H ₂ O → C ₂ H ₅ OH + Н ₂ SO _4;
З ₂ Н ₄ + H ₂ O (H ₃ PO ₄₎ → C ₂ H ₅ OH.
Собівартість синтетичного етилового спирту значно нижче, ніж при інших методах його одержання. Відносна собівартість (у%) етанолу, одержуваного різними способами, становить: з етилену 100%, гідролізом деревини 174 - 290, з харчової сировини 300 - 400. [2]

4. ВИРОБНИЦТВО СПИРТІВ сіркокисла гідратація Олефін
4.1. Теоретичні відомості
Реакція приєднання води була відкрита Фарадеєм 1825 - 1828 рр.. він знайшов, що при дії сірчаної кислоти на етилен, що міститься в світильному газі, поряд з діетіловим ефіром та іншими продуктами утворюється етиловий спирт. Згодом було встановлено, що першим продуктом приєднання сірчаної кислоти до етилену є етілсерная кислота, яка при гідролізі перетворюється на етанол. У 1873 році А. М. Бутлеров і В. Горяїнов детально вивчили сіркокислу гідратацію етилену і передбачили технічне значення цього процесу. На початку тридцятих років у Радянському Союзі М. А. Далін з співр. були проведені дослідження сернокислотной гідратації олефінів і в 1936 році в Баку була створена перша промислова установка з отримання етилового спирту з нафтових газів.
Сернокислотная гідратація олефінів є оборотним процесом. Вона протікає в дві стадії:
CH ₂ = CH ₂ + Н ₂ SO ₄ ↔ CH ₂ OSO ₂ OHCH ₃ + H ₂ O ↔ CH ₂ OHCH ₃ + Н ₂ SO ₄
Перша стадія - взаємодія олефінів з сірчаною кислотою - протікає через освіту карбоний-іона, тобто як електрофільне заміщення за правилом Марковникова. Тому сіркокислі гідратація олефінів вище З ₂ дозволяє отримувати тільки вторинні і третинні спирти.
Сірчана кислота в цьому процесі відіграє роль і каталізатора і реагента. Спочатку відбувається відщеплення протона від молекули кислоти:
Н ₂ SO ₄ ↔ Н ^{+ + -} OSO ₂ OH
Під дією його з молекули олефина утворюється карбоний іон
CH ₂ = CH ₂ + Н ⁺ → CH ₂ ⁺ CH ₃
який далі реагує із сірчаною кислотою з відщепленням від неї протона і утворенням алкілсульфатів:
CH ₂ ⁺ CH ₃ + Н ₂ SO ₄ ↔ CH ₂ OSO ₂ OHCH ₃ + Н ⁺
Якщо в системі присутня вода, можуть також утворюватися іони алкоксонія, які розкладаються з образів () аніем спирту:
CH ₂ ⁺ CH ₃ + H ₂ O ↔ CH ₂ (H ₂ O) ⁺ CH ₃   → C ₂ H ₅ OH + Н ⁺
Поряд з цим протікає ряд побічних реакцій:
а) утворення діалкіл сульфатів:

CH ₂ OSO ₂ OHCH ₃ + CH ₂ = CH ₂ → (CH ₃ CH _{2) 2} SO ₄ + Н ₂ SO ₄
б) утворення простих ефірів з двох молекул спирту з відщепленням води:
2C ₂ H ₅ OH + Н ₂ SO ₄ (С ₂ Н _{5) 2} О + H ₂ O
Причому передбачається, що фактично спочатку спирт реагує з карбоний-іоном, а потім від продукту приєднання відщеплюється протон:
C ₂ H ₅ OH + CH ₂ ⁺ CH ₃   (С ₂ Н _{5) 2} О + H ₂
в) утворення карбонільних сполук (альдегідів) при дегидрировании спирту:

C ₂ H ₅ OH C ₂ H ₄ O + H ₂
г) полімеризація олефінів:
nCH ₂ = CH ₂    (CH _{2-CH 2) n}
Через цих побічних реакцій при гідратації олефінів разом із спиртами виходять невеликі кількості ефірів, альдегідів і полімерів. Крім того, освіта нерозщеплюваних сульфопроізводних призводить до підвищеної витрати сірчаної кислоти.
Найбільш низькою реакційною здатністю при взаємодії з сірчаною кислотою має етилен. Відносна швидкість поглинання різних олефінів 80% сірчаної кислотою змінюється наступним чином: етилен (1), пропілен (500), бутилен-1 (1 000), изобутилен (16 000).
Видно, що зі збільшенням молекулярної ваги олефінів їх реакційна здатність зростає. Олефіни изостроения також мають дуже високою реакційною здатністю. Оскільки олефіни в залежності від молекулярної ваги і будови реагують з сірчаною кислотою з різною швидкістю, для кожного з них підбирають свої умови: концентрація кислоти, температуру, тиск.

Абсорбцію олефінів сірчаної кислотою здійснюють у реакторах колонного типу з колпачковой тарілками, на яких розташовані змійовики водяного охолодження, оскільки реакція йде з виділенням тепла. Тепло виділяється не тільки за рахунок власної реакції, але також за рахунок розведення кислоти водою.
Друга стадія - гідроліз алкілсульфатів водою, здійснюваний при нагріванні гострим паром; одночасно відбувається отгонка спирту і розведення сірчаної кислоти до концентрації майже вдвічі меншою, ніж вихідна. Суттєвою особливістю процесу є розщеплення при гідролізі на спирті кислоту, не тільки моноалкіл-, але і діалкілсульфатов:
CH ₂ OSO ₂ OHCH ₃ + H ₂ O ↔ C ₂ H ₅ OH + Н ₂ SO ₄
(CH ₃ CH _{2) 2} SO ₄ + 2H ₂ O ↔ 2C ₂ H ₅ OH + Н ₂ SO ₄
При надлишку олефина кількість діалкілсульфата зростає, а витрата кислоти знижується, що дуже важливо для економіки процесу. Зазвичай один моль сірчаної кислоти поглинає до 1,2 - 1,3 моль олефина. Іншою особливістю є можливість поглинання олефінів з відповідних фракцій (етан - Етиленові, пропан - пропіленові тощо) без їх концентрування.
Селективність перетворення олефина в спирт при сернокислотной гідратації становить 85 - 95%, а загальний ступінь конверсії олефина перевищує 97%.
                                   Олігомеризація етилену
При гідратації олефінів поряд з основною реакцією протікають олігомеризація олефина (одержання низькомолекулярних полімерів) і утворення простого ефіру. Всі вони йдуть через проміжну стадію карбокатіони, що можна зобразити схемою:
Н ₂ О + R ^{+;-H +} (k ₁₎ ↔ ROH + R ^{+;-H +} (k ₂₎ ↔ ROR, R ^{+ +} олефін олігомери.

Для стану системи, далекого від рівноваги, з цієї схеми випливає наступне рівняння диференціальної вибірковості:

З нього ясно видно що вибірковість зростає при наявності надлишку води по відношенні до олефін і утворюється спирту. Спирт більш реакционноспособен, ніж вода [(k ₂ / k _1)> 1], тому реакцію треба вести так щоб зберігався великий надлишок води по відношенню до спирту (~ 15:1). Вихід олігомерів залежить від здатності олефінів до полімеризації (ізобутіл> пропілен> етилен). Освіта олігомерів можна понизити, не тільки змінюючи співвідношення води і олефина, але і зменшуючи температуру, так як олігомеризація має більш високу енергію активації в порівнянні з гідратацією. Слід зазначити, що при наближенні до рівноваги швидкість гідратації і вибірковість падають, що робить невигідним проведення реакції до ступенів конверсії, близьким до рівноважним. При цьому для кожного олефина і каталізатора є деякий оптимум співвідношення реагентів, ступеня конверсії і температури, що залежить від продуктивності і вибірковості процесу.
Для дегідратації спиртів встановлена ​​схема перетворення, за якою ефір здатний до розкладання на олефін і спирт:
етанол + H ^+; - Н ₂ О ↔ R ^{+ +} H ⁺ → олефін;
етанол + H ^+; - Н ₂ О ↔ R ^{+ +} етанол ↔ ROR + H ⁺ → ROH + олефін + H ^+.
Внутрішньомолекулярний дегідратація має більш високу енергію активації в порівнянні з утворенням простого ефіру. З цієї причини, а також з розгляду наведеної вище схеми випливає, що дегідратацію з утворенням ненасиченої зв'язку треба здійснювати при підвищеній температурі і низькому парціальному тиску або концентрації спирту. Дегідратацію з утворенням простого ефіру проводять при більш низькій температурі, більш високих концентрації і парціальному тиску спирту (наприклад, під деяким тиском) і при неповної конверсії спирту в реакторі.
У результаті розглянутих реакцій нерідко утворюється ще один побічний продукт - альдегід або кетон, що виходить за рахунок дегідрування спирту: С ₂ Н ₅ ОН → СН ₃ СНО. Протонні кислоти не каталізують цю реакцію, але вона стає можливою при використанні деяких носіїв або оксидних каталізаторів. З останніх найбільш вибагливі до дегідратації (в порівнянні з дегидрированием) ThO ₂ і Al ₂ O _3, у той час як багато оксиди володіють змішаним, а інші - переважно дегидрирующей дією.
Термодинаміка реакцій
Розглянемо рівновагу основної реакції: гідратації - внутрішньомолекулярної гідратації. Вона протікає з виділенням тепла, отже її рівновагу зміщується вправо при зниженні температури. Дегідратації, навпаки, сприяє нагрівання. Зміна енергії Гіббса при гідратації етилену, пропілену та ізобутилену в залежності від температури представлено графічно на (рис. 1.) Видно, що рівновага невигідно для гідратації олефінів, так як при 150-300 * С, коли каталізатори процесу досить активні, енергія Гіббса має велику позитивну величину і рівновага зміщується в бік дегідратації. При цьому для олефінів різної будови відмінності в термодинаміці розглянутих реакцій незначні.

Як показує стехіометрія реакцій, на їх рівновагу можна впливати, змінюючи тиск. Внутрішньомолекулярної дегідратації, що йде з збільшенням кількості молей речовин, сприяє знижений чи звичайний тиск. Навпаки, гідратації олефінів сприяє високий тиск, збільшує рівноважну ступінь конверсії олефина. Так остання при 250 - 300 * С і атмосферному тиску складає всього 0,1 - 0,2%, що абсолютно неприйнятно для практичних цілей, але при 7 - 8 МПа і тих же температурах вона зростає до 12 - 20%. Залежність рівноважної ступеня конверсії етилену при його гідратації від тиску і температури зображена на ріс.60, причому аналогічні криві характерні і для інших олефінів. Очевидно, що гідратації сприяють одночасне зниження температури і підвищення тиску. Розглянемо тепер рівновагу в системі міжмолекулярний дегідратація спиртів - гідроліз простих ефірів. Термодинамічним методом регулювання спрямування цих реакцій є зміна тиску: на освіту простого ефіру воно не впливає, але отриманню олефина його зниження сприяє.
Механізм і кінетика реакцій
Всі розглянуті реакції належать до числа кислотно-каталітичних процесів. Типовими каталізаторами гідратації є досить сильні протонні кислоти: фосфорна кислота на носії, полівольфрамовая кислота, сульфокатионитами. Для дегідратації використовують фосфорну кислоту на носії, оксид алюмінію, сірчану кислоту, фосфати (наприклад СаНРО4) та інші. Роль каталізаторів при гідратації полягає в протонировании олефина через проміжне утворення π-і σ-комплексів, причому зворотна реакція дегідратації йде через ті самі стадії, але в протилежному напрямку:
СН ₂ = СН ₂ + Н ⁺ = СН ₃ = СН ₂ ^{+ +} Н ₂ О = СН ₃ = СН ₂ ОН + Н ⁺
При міжмолекулярної дегідратації карбокатіони НЕ відщеплює протон, а взаємодіє з іншою молекулою спирту:
СН ₃ = СН ₂ ^{+ +} СН ₃ = СН ₂ ОН = [СН ₃ = СН ⁺ _{2] 2} О ⁺ Н = [СН ₃ = СН ⁺ _{2] 2} О ⁺ + Н
Електрофільні механізм дегідратації олефінів визначає вже зазначені вище напрями приєднання за правилом Марковникова, а також зміна реакційної здатності олефінів, чим більше заміщеного тим вище реакційна здатність. Відповідно до цього етен самий нереакціонноспособний. Для різних умов та каталізаторів ставлення реакційної здатності олефінів змінюється, складаючи, наприклад, для 80% сірчаної кислоти 16 000: 1 000: 500: 1 і збільшуючись для менш сильних кислот. Це дуже суттєво для вибору умов гідратації, особливо температури: остання може бути нижчою (і більш сприятливою для рівноваги) для ізобутіл в порівнянні з пропіленом і особливо з етиленом.
Рівновага гідратації - дегідратації мало залежить від будови олефина і спирту, тому ряд реакційної здатності олефінів до гідратації повинен відповідати аналогічному ряду спиртів за їх здатності до дегідратації:
Третинний> вторинний> первинний.
Ця здатність особливо зростає у β-кето-і β-нітроспіртов, електроноакцепторні групи яких підвищують кислотність атомів водню, що знаходяться при сусідньому з НО-групою вуглецевому атомі. Це нерідко робить можливим некаталітичного, дегідратацію або навіть каталіз реакції підставами:
-СОСН _2-СНОН-+ АЛЕ ^-; - Н ₂ О =-СОСН ^{--СНОН-=-СОСН} = СН-НО ^-
При гетерогенно-каталітичної внутрішньомолекулярної і міжмолекулярної дегідратації в газовій фазі кінетика процесу описується відповідно наступними рівняннями:
, .
Вони враховують практичну незворотність внутрішньомолекулярної дегідратації і гальмують вплив спирту та води, краще адсорбуватися на активних центрах каталізатора.
При гідратації олефінів вода завжди знаходиться в надлишку, тому гальмуючим впливом спирту можна знехтувати:

У ряді випадків роль води більш складна. Так, фосфорна кислота, нанесена на пористий носій, утворює на його поверхні рідку плівку, яка адсорбує воду з газової фази. При кожних даних температурі і парціальному тиску водяної пари в газовій фазі встановлюється фазовий рівновагу, і фосфорна кислота в плівці має певну концентрацію і відповідну їй каталітичну активність. Остання падає при зниженні температури і зростанні парціального тиску води, що обмежує вибір цих параметрів для кожного випадку певними рамками.
При каталізі реакцій гідратації - дегідратації за допомогою сульфокатионитами було знайдено таку кінетичне рівняння:

Перший його член відповідає каталізу сульфогруппами катіоніту, а другий - специфічного каталізу іонами гідроксонію Н ₃ О ^+. якщо кількість води в суміші мало, в рівнянні переважає перший доданок, сильно залежить від концентрації води; підвищення цієї величини веде до переваги другому доданку.
4.2. Технологія отримання спиртів методом сернокислотной гідратації
Схема установки одержання етилового спирту сернокислотной гідратацією етилену наведена на (рис.2)

Початковою сировиною служить газоподібна етан етиленових фракція, що містить 30 - 50% етилену, і 95 - 97% сірчана кислота. Етіленсодержащій газ подають у реактор - абсорбційну колону 3, зрошувану сірчаної кислотою і має 25 тарілок. Газ у вигляді дрібних бульбашок барботируют на тарілках через шар рідини, де відбувається поглинання етилену. Для відводу тепла реакції на кожній тарілці є змійовик водяного охолодження. У колоні підтримується температура 65 - 75 ° C і тиск 25 кгс / см ^2. Газ, який залишає колону містить 2 - 6% етилену. Він проходить скрубери 8 і 9 зрошувані відповідно водою і 5 - 10% розчином їдкого натру, для відмивання сірчаної кислоти і нейтралізації. Відмитий газ (етан) направляють на піроліз.
З нижньої частини колони 3 безупинно випливає реакційна маса, що має приблизно наступний склад (%): етілсульфат - 60-80, сірчана кислота - 10-30, діетілсульфат - 2-8, полімери - 1-7, вода та інші домішки -2. Ця суміш охолоджується в холодильнику 4 і прямує в гідролізер 5, куди надходить і вода. Гідроліз проводиться при 92 - 96 ° C і тиску 4,5 - 5 кгс / см ^2. з нижньої частини гідролізера 5 реакційна маса надходить у верхню частину отпарной колони 7, в низ якої подається гострий пар. У нижній частині колони підтримується температура 125 ° C, у верхній 110 ° C і тиск 0,5 кгс / см ^2. З нижньої частини колони 7 відводиться 45 - 47% сірчана кислота, яка надходить на упарювання до 90% концентрації. Пари спирту та інших продуктів направляються в колону 13, де відганяється спирт - сирець. У цю колону для нейтралізації сірчаної кислоти вводять 5% розчин їдкого натру.
Спирт - сирець містить 25 - 35% етанолу, 3 - 5% діетилового ефіру, 60 - 65% води і 0,05% полімерів. Його направляють на ректифікацію для отримання 95 - 96% концентрації спирту. Вихід етанолу ректифікату становить 85% від стехіометричного. Крім того, виходить діетиловий ефір з виходом до 7%.
Сернокислотная гідратація олефінів - найпоширеніший метод отримання спиртів. Однак недоліком методу є участь великих кількостей сірчаної кислоти і її розведення, а звідси необхідність її упарювання, перекачування великих обсягів і так далі. Все це пов'язано з корозією апаратури і великими капітальними витратами на спорудження заводів. [2,5]

5. ВИРОБНИЦТВО СПИРТІВ ПРЯМОЇ гiдратацiя олефінів
5.1. Теоретичні відомості
У промисловості методом прямої гідратації отримують етиловий та ізопропіловий спирти. Пряма гідратація олефінів полягає у безпосередньому приєднання води до олефінів:
З ₂ Н ₄ + H ₂ O ↔ C ₂ H ₅ OH
Синтез етилового спирту вдалося здійснити лише після того, як були вишукані досить активні каталізатори процесу. При газофазної гідратації в якості каталізаторів застосовуються фосфорна кислота або окис вольфраму на носіях. На останньому каталізаторі процес проводять і в рідкій фазі.
Газофазних реакція прямої гідратації олефінів оборотна і йде з виділенням тепла. Тепловий ефект залежить від будови вихідних олефінів та їх молекулярного ваги:
З ₂ Н ₄ + H ₂ O ↔ C ₂ H ₅ OH + 10,9 ккал / моль (45,6 кДж / моль);

Оскільки реакція йде з виділенням тепла і зменшенням обсягу, їй сприяють низькі температури і підвищені тиску. Константа рівноваги реакції дорівнює: lgK _р = (2100 / T) - 6,195, де Т - температура, К. Практичний вибір умов пов'язаний зі швидкістю реакції і, отже, з активністю каталізатора. Реакцію вдається реалізувати при температурах від 200 до 300 ° C, але ці умови термодинамічно несприятливі для етилену. Тому на промислових каталізаторах ступінь конверсії олефінів у спирт низька.
Також, як і у випадку сернокислотной гідратації, приєднання води відбувається за правилом Марковникова.
Механізм прямий гідратації олефінів в присутності фосфорної кислоти був запропонований М. М. Чирковим. Перша стадія полягає у фізичному розчиненні етилену в плівці фосфорної кислоти на поверхні носія. Потім відбувається відщеплення протона від молекули кислоти:
H ₃ PO ₄ ↔ Н ^{+ +} H ₂ PO ₄ ^-
Відомо, що олефіни, як і ароматичні вуглеводні є слабкими підставами, тому пряму гідратацію олефінів можна розглядати як реакцію електрофільного заміщення. Етилен утворює з протоном π-комплекс, який переходить у більш стабільний іон карбону. Далі іон Карбонія взаємодіє з водою за рахунок неподіленої електронної пари атома кисню, у даному випадку проявляється нуклеофільність води, володіє амфотерними властивостями. У результаті утворюється іон алкоксонія, який відщеплює протон з утворенням спирту:
З ₂ Н ₄ + Н ⁺ ↔ π-комплекс ↔ CH ₂ ⁺ CH ₃ + H ₂ O ↔ CH ₂ (H ₂ O) ⁺ CH ₃ + Н ⁺ ↔ C ₂ H ₅ OH
У виробництві етилового спирту прямий гідратацією етилену найбільш широке застосування отримав фосфорнокіслотний каталізатор на твердому носії.
Каталізатори прямий гідратації не повинні руйнуватися під дією вологи, тому такий каталізатор, як фосфорна кислота на кизельгур, не застосуємо - він не має скелета і легко руйнується. В якості носія для фосфорної кислоти застосовують силікагель і алюмосилікат. Звичайний кульковий алюмосилікат обробляють 20%-ної сірчаної кислотою; при цьому зміст оксиду алюмінію в ньому знижується, а вміст оксиду кремнію підвищується (зайва кількість оксиду алюмінію призводить до утворення малоактивних фосфатів алюмінію). Потім носій просочують 65%-ной фосфорної кислотою і сушать при 100 ° C. Готовий каталізатор містить 35-40% фосфорної кислоти. Якщо (як це і прийнято частіше за все) в якості носія використовують кульковий силікагель, його обробляють водяною парою з метою пасивації.
В умовах реакції фосфорна кислота, осаджена на носії, розчинена в плівці води, адсорбованої на поверхні пор, і реакція фактично протікає в рідкій плівці фосфорної кислоти. Кислотний каталіз, таким чином, зводиться до гомогенного каталізу в рідкій плівці каталізатора.
Як і у випадку сернокислотной гідратації, за прямої гідратації етилену протікає ряд інших реакцій призводять до побічних продуктів. За рахунок взаємодії іона Карбонія зі спиртом утворюється діетиловий ефір:
C ₂ H ₅ OH + CH ₂ ⁺ CH ₃   (С ₂ Н _{5) 2} О + H ₂
За рахунок дегідрування спирту утворюється ацетальдегід
C ₂ H ₅ OH C ₂ H ₄ O + H ₂
Причому реакція супроводжується утворенням етану. Шляхом полімеризації етилену утворюються полімери:
CH ₂ ⁺ CH ₃ + CH ₂ CH ₂ CH ₂ ⁺ CH ₃ CH ₂ CH ₂ і т.д.
За топитним даними конвертований етилен витрачається на освіту різних продуктів таким чином (у мас.%): На етанол - 94,5; на діетиловий ефір - 2,5; на ацетальдегід - 2,0; на полімери і складні ефіри - 1,0 .
Реакція прямої гідратації етилену описується таким інтегральним рівнянням при Т, р _{H 2 O,} р _{C 2 H 4} - const:

Вплив температури
Реакцію прямий гідратації олефінів бажано проводити при невисоких температурах. Проте практично вибір температури лімітується швидкістю реакції та активністю застосовуваних каталізаторів.

У таблиці 2 наведена залежність рівноважної ступеня перетворення етилену в етанол від температури при різних тисках.
З наведених даних видно, що з підвищенням температури рівноважна стіепень перетворення етилену в спирт знижується. Однак, при низьких температурах активність фосфорнокіслотного каталізатора мала. Так, ступінь конверсії етилену при 280 - 290 ° C досягає лише 4 - 5%, а при більш низьких температурах вона ще менше (рис.3.)

На практиці процес прямої гідратації в паровій фазі в присутності фосфорнокіслотного каталізатора ведуть в інтервалі 260 - 300 ° C.
Вплив мольного співвідношення води і етилену
Згідно термодинамічним даними, із збільшенням відношення вода / етилен з 0,5 / 1 до 1 / 1 значно підвищується ступінь конверсії олефина

Однак експериментальні дані відрізняються від термодинамічних (рис) з збільшенням відношення вода / етилен до 0,7 / 0,75 ступінь конверсії етилену дійсно зростає, але при подальшому його збільшенні вона знижується.
Встановлено також, що від співвідношення вода / етилен залежить і активність каталізатора гідратації. Оптимальна концентрація фосфорної кислоти в рідинній плівці на пористому носії становить 83 - 85%. Ця величина залежить від парціального тиску водяної пари, яка визначається загальним тиском у системі і мольному відношенні вода / етилен. Оптимальна концентрація фосфорної кислоти спостерігається при відношенні вода / етилен = 0,75 / 1. з подальшим зростанням цього відношення зростає кількість води в плівці, зменшується концентрація кислоти і знижується ступінь конверсії етилену. Тому в промислових умовах прийнято мольне ставлення вода / етилен = (0,6 - 0,7) / 1.
Вплив тиску
Підвищення тиску сприяє реакції гідратації, причому оптимальне тиск становить 70 - 80 кгс / см ^2. цей тиск пов'язано з процесом абсорбції етилену фосфорною кислотою. Оптимальне парціальний тиск водяної пари одно 27 - 30 кгс / см ^2; воно і визначає мольне співвідношення водяної пари і етилену. Оптимальне парціальний тиск етилену складає 36 - 38 кгс / см ^2.


Загальний тиск складається з парціальних тисках води, етилену і домішок. Виро концентрації етилену в циркулюючому газі 80 - 85% загальний тиск системи виходить рівним 70 - 80 кгс / см ^2.
Вплив часу контакту
Зі збільшенням часу контакту ступінь конверсії етилену зростає, а продуктивність одиниці об'єму знижується. Оптимальний час контакту 17 - 19 с, що відповідає об'ємної швидкості 1 800 - 2 000 (1/час). В оптимальних умовах ступінь конверсії етилену не перевищує 4,2 - 4,5%, а селективність його використання досягає 95%. [2,3]

5.2. Технологічні особливості процесу
Основною особливістю процесу прямої гідратації етилену є мала ступінь конверсії етилену за один прохід - не вище 4,5%. Цим обумовлена ​​необхідність рециркуляції значних його кількостей. Зважаючи на високу кратності циркуляції етилену, в системі можливе накопичення інертних домішок, тому утримання їх у вихідному етилену не повинно перевищувати 2 - 5%. Ці домішки являють собою метан і етан. У результаті циркуляції непревращенного етилену концентрація домішок в циркулюючому етилену зростає, а концентрація етилену знижується. Задану концентрацію етилену в циркуляційному газі підтримують шляхом віддувка частини циркулюючого газу в систему газофракціювання. Оскільки в циркулюючому етилену інертних домішок більше, ніж у свіжому, при віддувка можна вивести з системи всі поступають туди домішки.
Великі обсяги циркулюючого газу потрібно охолоджувати після реакції і знову нагрівати перед подачею в реактор, тому при гідратації велику роль відіграє вибір ефективних способів охолодження, підігріву та пароутворення.
Важливе значення у процес має також регенерація тепла, необхідна для зниження витрати пари або палива на нагрів сировини і зменшення витрати води на охолодження продуктів. Крім того при раціональній схемі регенерації тепла може бути значно знижений або повністю виключений витрата пари високого тиску, необхідно для проведення власної гідратації.
Реакція прямої гідратації етилену йде з виділенням значної кількості тепла. Однак внаслідок низької конверсії етилену тепло, що виділяється витрачається на нагрівання самого етилену і водяної пари, причому в реакторі адіабатичного типу перепад температури паро-газової суміші не перевищує 18 - 20 ° C, що цілком припустимо. Тому проблема відведення тепла в цьому процесі не виникає.
Ще однією особливістю процесу є винесення фосфорної кислоти внаслідок пропускання значної кількості паро-газової суміші через шар каталізатогра. Віднесення кислоти пара-газовою сумішшю становить 0,5 г / год з 1л каталізатора або 1,5 - 3 кг у розрахунку на 1т спирту.
Активність каталізатора в процесі роботи знижується внаслідок винесення теплоти і зауглерожіванія. Термін служби каталізатора становить 400 - 500 ч. Потім каталізатор регенерують шляхом випалювання коксу та нанесення фосфорної кислоти. Термін служби каталізатора можна збільшити до 900 - 1000 год, додаючи фосфорну кислоту в парогазову суміш на вході в реактор.
В якості сировини для процесу прямої гідратації використовується технічний етилен, що містить 95 - 98% етилену.
5.3. Технологічна схема процесу
Процес прямої гідратації етилену включає наступні стадії:
1) компримування свіжого етилену і додаткове компримування циркулюючого етилену;
2) нагрівання етилену, приготування паро-газової суміші і її підігрівання;
3) контактування парогазової суміші з каталізатором;
4) нейтралізацію фосфорної кислоти, яка відноситься з реактора;
5) охолодження парогазової суміші та конденсацію парів спирту і води;
6) ректифікацію спирту - сирцю.

На малюнку наведена принципова технологічна схема агрегату синтезу етанолу прямий гідратацією етилену. Свіжий етилен під тиском 20 - 23 кгс / см ² надходить на прийом компресора 1, стискається до 70 кгс / см ² і змішується з циркулюючим етиленом. Газова суміш циркуляційним компресором 2 стискається до 80 кгс / см ² і направляється в теплообмінник 3, де підігрівається за рахунок тепла зворотного газу.


Далі газ нагрівається в подогревателе 4 парою високого тиску до 220 ° C. Така температура встановлена ​​для початку циклу синтезу. В кінці циклу ця температура повинна досягати 260 ° C. Після підігрівача 4 прямої газ змішується з перегрітим (450 ° C) пором високого тиску (80 кгс / см ^2); в результаті температура суміші становить 275 ° C на початку циклу і 285 - 290 ° C в кінці.
У змішувачі, встановленому у верхній частині гідрататора 5, паро-газова суміш змішується з 7% фосфорною кислотою і надходить у гідрататор 5. Газ проходить шар каталізатора зверху вниз, причому за рахунок реакційного тепла температура підвищується на 18 - 20 ° C, тобто до 293 ° C на початку циклу і до 303 - 308 ° C в кінці. Виходить з гідрататора реакційний газ забирає із собою деяку кількість фосфорної кислоти. Нейтралізація її здійснюється уприскуванням в реакційний газ лужного спирту-водного конденсату. Температура газу при цьому знижується до 220 ° C.
Після нейтралізації реакційний газ проходить теплообмінник 3, де охолоджується з 220 до 194 ° C, і далі котел-утилізатор 6, де генерується пар тиском 5 кгс / см ^2. З казана утилізатора газ і сконденсованих рідина (145 ° C) направляється в сепаратор 7. відокремлений від рідини газ з сепаратора охолоджується в холодильнику 8, де конденсуються пари спирту і води. Несконденсировавшиеся газ і конденсат з холодильника 8 повідомляються в насадок скрубер 9, де залишки етанолу поглинаються зм'якшеної водою. Газ з скрубера йде на змішування зі свіжим етиленом. Для виведення з системи накопичилися інертних домішок частину газу через регулятор тиску скидають у цех компресії.
Спирто-водний конденсат з скрубера дроселює і направляють до приймальника 10. виділився при дроселюванні газ відмивають від парів спирту зм'якшеної водою в насадок частини приймача 10 і через регулятор тиску направляють в цех компресії. Спирто-одний конденсат з приймача 10 нагрівають до 80 ° C в теплообміннику 11 і направляють на ректифікацію в колону 12. Температура на верху колони 80 ° C, внизу 109 ° C; тиск 1,1 - 1,4 кгс / см ^2. підведення тепла в низ колони здійснюють через кип'ятильник 16, обігрівається парою тиском 3 кгс / см ² з котла-утилізатора.