Удаление диоксида углерода из отходящего потока, отводимого из реакции превращения оксигената в олефины

011731 Область техники, к которой относится изобретение Настоящее изобретение относится к удалению CO2. Более конкретно настоящее изобретение относится к удалению CO2 из отходящего потока, отводимого из реакционной системы превращения оксигената в олефины. Предпосылки создания изобретения Легкие олефины, которыми в настоящем описании названы этилен и пропилен, являются имеющими важное значение нефтехимическими продуктами массового производства, которые могут быть использованы во множестве процессов получения пластмасс и других химических материалов. Этилен используют для получения различных полиэтиленовых пластических масс и при получении других химикатов, таких как винилхлорид, этиленоксид, этилбензол и спирт. Пропилен используют для получения различных полипропиленовых пластических масс и при получении других химикатов, таких как акрилонитрил и пропиленоксид. В течение вот уже некоторого времени в нефтехимической промышленности известно, что в легкие олефины могут быть превращены оксигенаты, преимущественно спирты. Предпочтительный процесс превращения обычно называют реакционным процессом превращения оксигената в олефины (ОвО). Конкретно в реакционном процессе ОвО оксигенат входит в контакт с каталитической композицией на основе молекулярного сита в условиях, эффективных для превращения по меньшей мере части оксигената в легкие олефины. Когда оксигенат представляет собой метанол, процесс обычно называют реакционным процессом превращения метанола в олефины (МвО). Метанол является особенно предпочтительным оксигенатом для синтеза этилена и/или пропилена. В типичной реакционной системе ОвО вследствие побочных реакций могут образовываться нежелательные побочные продукты, такие как диоксид углерода. В US6121504 описан способ получения олефинового продукта из оксигенатного исходного материала с использованием катализаторов на основе молекулярных сит. Воду и другие нежелательные побочные продукты из олефинового продукта удаляют введением в контакт с охлаждающей средой. После контактирования с охлаждающей средой получают легкую фракцию продукта, которая включает целевые олефины, но также включает диметиловый эфир,метан, CO, CO2, этан, пропан и другие небольшие компоненты, такие как вода и непрореагировавший оксигенатный исходный материал. С целью дополнительной обработки олефинов часто необходимо уменьшить количество или удалить нежелательные побочные продукты, которые находятся в олефиновой композиции. Так, например,в US5914433 описаны способ получения олефиновой композиции и система для удаления неолефиновых побочных продуктов, таких как CO2. Обезвоженную олефиновую композицию промывают каустической содой для удаления CO2 и промытую олефиновую композицию сушат с целью уменьшить количество воды, добавленной в результате промывки каустической содой. В опубликованной заявке на патент US 2003/0199722 А 1, поданной Lattner и др., которая включена в настоящее описание в качестве ссылки, описан способ удаления ацетальдегида, CO2 и/или воды из содержащего этилен и/или пропилен потока. Конкретно из содержащего этилен и/или пропилен потока в существенной степени удаляют ацетальдегид и олефины С 4+. Затем этот поток обрабатывают для удаления кислых газов. Существует потребность в других способах удаления нежелательных компонентов из потоков олефинов. Так, в частности, ведется поиск способов удаления окисленных углеводородов и в особенностиCO2 для снижения их концентрации в потоках олефиновых продуктов до выражаемой в частях на миллион без удаления значительных количеств олефина. Краткое изложение сущности изобретения Объектом настоящего изобретения являются двухстадийный способ удаления диоксида углерода и устройства для его осуществления, которые идеально подходят для удаления диоксида углерода из олефинсодержащего отходящего потока, отводимого из реакционной системы превращения оксигената в олефины (ОвО). В одном варианте объектом изобретения является способ удаления CO2 из отходящего потока, который включает следующие стадии: (а) получение отходящего потока, который включает больше примерно 100 об.част./млн CO2, необязательно больше примерно 200 об.част./млн CO2, необязательно больше примерно 300 об.част./млн CO2 или необязательно больше примерно 400 об.част./млн CO2; (б) контактирование отходящего потока с первой удаляющей CO2 средой в первой зоне удаления CO2 в условиях, эффективных для удаления первой части CO2 из отходящего потока и получения первого обедненного CO2 потока, включающего от примерно 0,5 до примерно 200 об.част./млн CO2, необязательно от примерно 0,5 до примерно 10 об.част./млн CO2 или от примерно 0,5 до примерно 1,5 об.част./млн CO2; и (в) контактирование первого обедненного CO2 потока со второй удаляющей CO2 средой во второй зоне удаления CO2 в условиях, эффективных для удаления второй части CO2 из первого обедненного CO2 потока и получения второго обедненного CO2 потока, включающего меньше примерно 0,5 об.част./млн CO2,необязательно меньше примерно 0,4 об.част./млн CO2 или меньше примерно 0,32 об.част./млн CO2. В другом варианте объектом изобретения является способ удаления CO2 из отходящего потока, который включает следующие стадии: (а) получение отходящего потока, который включает больше при-1 011731 мерно 100 об.част./млн CO2; (б) контактирование этого отходящего потока с первой удаляющей CO2 средой в первой зоне удаления CO2 в условиях, эффективных для удаления из отходящего потока первой части CO2 и получения первого обедненного CO2 потока, при котором первая удаляющая CO2 среда обладает значением массового отношения свежей каустической соды к отработанной каустической соде в пересчете на сухую основу больше примерно 1,5; и (в) контактирование первого обедненного CO2 потока со второй удаляющей CO2 средой во второй зоне удаления CO2 в условиях, эффективных для удаления из первого обедненного CO2 потока второй части CO2 и получения второго обедненного CO2 потока, при котором вторая удаляющая CO2 среда обладает значением массового отношения свежей каустической соды к отработанной каустической соде в пересчете на сухую основу меньше примерно 99,0. В предпочтительном варианте первая удаляющая CO2 среда обладает значением массового отношения свежей каустической соды к отработанной каустической соде в пересчете на сухую основу больше примерно 1,5 и меньше примерно 4,5, более предпочтительно больше примерно 2,3 и меньше примерно 3,7, а наиболее предпочтительно больше примерно 2,8 и меньше примерно 3,2. Вторая удаляющая CO2 среда в предпочтительном варианте обладает значением массового отношения свежей каустической соды к отработанной каустической соде в пересчете на сухую основу больше примерно 1,0 и меньше примерно 99,0, более предпочтительно больше примерно 5,0 и меньше примерно 19,0, а наиболее предпочтительно больше примерно 8,5 и меньше примерно 9,5. Первая удаляющая CO2 среда необязательно представляет собой раствор такого же типа, как вторая удаляющая CO2 среда. Эта первая удаляющая CO2 среда необязательно включает больше примерно 60 мас.% свежей каустической соды в пересчете на сухую основу. Первая удаляющая CO2 среда необязательно включает меньше примерно 40 мас.% отработанной каустической соды в пересчете на сухую основу. В одном из вариантов первая удаляющая CO2 среда включает больше примерно 70 мас.% свежей каустической соды и меньше примерно 30 мас.% отработанной каустической соды, необязательно больше примерно 74 мас.% свежей каустической соды и меньше примерно 26 мас.% отработанной каустической соды в пересчете на сухую основу. Вторая удаляющая CO2 среда необязательно включает больше примерно 1,0 мас.% отработанной каустической соды. Эта вторая удаляющая CO2 среда необязательно включает меньше примерно 99,0 мас.% свежей каустической соды. Вторая удаляющая CO2 среда необязательно включает больше примерно 5,0 мас.% отработанной каустической соды и меньше примерно 95,0 мас.% свежей каустической соды, предпочтительно больше примерно 8,0 мас.% отработанной каустической соды и меньше примерно 92,0 мас.% свежей каустической соды. Условия в первой и второй зонах удаления CO2 можно варьировать широко. В одном варианте температура в первой и второй зонах удаления CO2 находится в интервале от примерно 38 до примерно 66 С, необязательно от примерно 43 до примерно 54 С. Абсолютное давление в первой и второй зонах удаления CO2 необязательно находится в интервале от примерно 1034 до примерно 2758 кПа, необязательно от примерно 1724 до примерно 2413 кПа. В другом варианте объектом изобретения является система удаления диоксида углерода из отходящего потока, включающего больше примерно 100, 200, 300 или 400 об.част./млн CO2, включающая установку удаления CO2, включающую как раз две зоны удаления CO2, где установка удаления CO2 удаляет из отходящего потока основную часть CO2 с созданием конечного обедненного CO2 потока, включающего меньше примерно 0,5 об.част./млн CO2, предпочтительно меньше примерно 0,4 об.част./млн, меньше примерно 0,32, меньше примерно 0,2 или меньше примерно 0,1 об.част./млн CO2. Установка удаления CO2 необязательно сообщается с возможностью прохождения текучей среды с реактором превращения оксигената в олефины. Так, например, установка удаления CO2 необязательно принимает отходящий поток из водно-абсорбционной колонны, водно-абсорбционная колонна принимает отходящий поток из установки резкого охлаждения, а установка резкого охлаждения принимает отходящий поток из реактора превращения оксигената в олефины. Установка удаления CO2 в предпочтительном варианте далее включает зону промывки водой. Установка удаления CO2 необязательно включает первую зону удаления CO2 и вторую зону удаления CO2, где в первую зону удаления CO2 добавляют первую удаляющую CO2 среду, а во вторую зону удаления CO2 добавляют вторую удаляющую CO2 среду, причем первая удаляющая CO2 среда обладает значением массового отношения свежей каустической соды к отработанной каустической соде больше примерно 1,5 и меньше примерно 4,5 в пересчете на сухую основу, а вторая удаляющая CO2 среда обладает значением массового отношения свежей каустической соды к отработанной каустической соде больше примерно 1,0 и меньше примерно 99,0 в пересчете на сухую основу. В этом варианте первая удаляющая CO2 среда необязательно обладает значением массового отношения свежей каустической соды к отработанной каустической соде больше примерно 2,3 и меньше примерно 3,7, предпочтительно больше примерно 2,8 и меньше примерно 3,2. Вторая удаляющая CO2 среда необязательно обладает значением массового отношения свежей каустической соды к отработанной каустической соде больше примерно 5,0 и меньше примерно 19,0, предпочтительно больше примерно 8,5 и меньше примерно 9,5. В другом варианте объектом изобретения является установка удаления CO2, сообщающаяся с возможностью прохождения текучей среды с реакционной системой ОвО, причем установка удаления CO2-2 011731 включает как раз две зоны удаления CO2. Установка удаления CO2 необязательно включает первую зону промывки каустической содой и вторую зону промывки каустической содой. Установка удаления CO2 в предпочтительном варианте включает зону промывки водой. Краткое описание чертежей Настоящее изобретение становится более понятным, если обратиться к подробному описанию изобретения, взятому вместе с прилагаемыми чертежами, где: на фиг. 1 в частичном разрезе представлен неограничивающий вид двухстадийной установки удаления CO2 в соответствии с одним вариантом выполнения настоящего изобретения, а на фиг. 2 представлена неограничивающая схема технологического процесса, иллюстрирующая в качестве неограничивающего примера реакционную систему превращения оксигената в олефины, которая включает двухстадийную установку удаления CO2 в соответствии с одним вариантом выполнения настоящего изобретения. Подробное описание изобретения А. Введение. Объектом настоящего изобретения являются способы удаления диоксида углерода из отходящего потока. В предпочтительном варианте отходящий поток отводят из реакционной системы превращения оксигената в олефины (ОвО), наиболее предпочтительно из реакционной системы превращения метанола в олефины (МвО). Предлагаемый способ включает удаление диоксида углерода в две стадии. В предпочтительном варианте предлагаемый способ включает стадию получения отходящего потока, который включает больше примерно 100 об.част./млн CO2. Отходящий поток входит в контакт с первой удаляющей CO2 средой, предпочтительно включающей каустическую соду, в первой зоне удаленияCO2 в условиях, эффективных для удаления из отходящего потока первой части CO2 и получения первого обедненного CO2 потока, включающего меньше CO2, чем содержалось в отходящем потоке, предпочтительно от примерно 0,5 до примерно 200 об.част./млн CO2. Затем первый обедненный CO2 поток входит в контакт со второй удаляющей CO2 средой во второй зоне удаления CO2 в условиях, эффективных для удаления из первого обедненного CO2 потока второй части CO2 и получения второго обедненногоCO2 потока, включающего меньше CO2, чем содержалось в первом обедненном CO2 потоке, предпочтительно меньше примерно 0,5 об.част./млн CO2. Было установлено, что осуществление нового способа удаления CO2 по настоящему изобретению обуславливает идеальные свойства удаления CO2 из отходящего потока, отводимого из реакционной системы ОвО. В другом варианте получаемый отходящий поток, который включает больше примерно 100 об.част./млн CO2, входит в контакт с первой удаляющей CO2 средой в первой зоне удаления CO2 в условиях, эффективных для удаления из отходящего потока первой части CO2 и получения первого обедненного CO2 потока. В этом варианте первая удаляющая CO2 среда обладает значением массового отношения свежей каустической соды к отработанной каустической соде в пересчете на сухую основу больше примерно 1,5. Затем первый обедненный CO2 поток входит в контакт со второй удаляющей CO2 средой во второй зоне удаления CO2 в условиях, эффективных для удаления из первого обедненного CO2 потока второй части CO2 и получения второго обедненного CO2 потока. Вторая удаляющая CO2 среда обладает значением массового отношения свежей каустической соды к отработанной каустической соде в пересчете на сухую основу меньше примерно 99,0. Б. Удаление диоксида углерода. Объектом настоящего изобретения являются способы удаления диоксида углерода из отходящего потока, предпочтительно олефинсодержащего отходящего потока, отводимого из реакционной системы ОвО. В одном варианте способ включает получение отходящего потока, включающего один или несколько легких олефинов и диоксид углерода, и удаление основной части диоксида углерода, содержащегося в отходящем потоке. Отходящий поток может быть отведен из любого обычного источника и может включать другие компоненты, такие как, хотя ими их список не ограничен, водород, моноксид углерода, метан, этилен, этан, пропилен, пропан, азот, диметиловый эфир и С 4 соединения. Изобретение особенно эффективно при удалении диоксида углерода из отходящего потока, отводимого из реакционного процесса ОвО. В реакционном процессе ОвО оксигенат, такой как метанол, входит в контакт с катализатором в условиях, эффективных для превращения оксигената в легкие олефины и воду. Диоксид углерода представляет собой побочный продукт реакционного процесса ОвО и может содержаться в отводимом из процесса ОвО отходящем потоке в относительно высоких концентрациях. Присутствие диоксида углерода в олефинсодержащем отходящем потоке может вызвать проблемы при дальнейшей обработке и выделении из этих потоков этилена и пропилена. Более того диоксид углерода способен отравлять катализаторы образования полиэтилена и полипропилена. Этилен сорта для полимеризации, как правило, требует содержания меньше 0,3 об.част./млн CO2, а пропилен сорта для полимеризации требует содержания меньше 1,0 об.част./млн CO2. Необязательно, чтобы отходящий поток, получаемый для удаления CO2 в соответствии с настоящим изобретением, включал не больше примерно 1000 об.част./млн диоксида углерода, предпочтительно не больше примерно 500 об.част./млн диоксида углерода, а более предпочтительно не больше примерно 100 об.част./млн диоксида углерода, в пересчете на общий объем отходящего потока. Разумеется, диок-3 011731 сид углерода, который предусмотрен для удаления из отходящего потока, должен содержаться в некотором определяемом количестве. В одном варианте получаемый отходящий поток включает больше примерно 100 об.част./млн (0,01 об.%) диоксида углерода, в другом - больше примерно 200 об.част./млн(0,02 об.%) диоксида углерода, в еще одном - больше примерно 300 об.част./млн (0,03 об.%) диоксида углерода, тем не менее в еще одном - больше примерно 400 об.част./млн (0,04 об.%) диоксида углерода, в пересчете на общую массу отходящего потока. Принимая во внимание цели настоящего описания и прилагаемой формулы изобретения, количество диоксида углерода, содержащегося в отходящем потоке или в любых других потоках, упоминаемых в настоящем описании, определяют газовой хроматографией так, как изложено в стандарте на проведение анализа ASTM D-2505. В другом варианте отходящий поток, который получают, включает по меньшей мере примерно 25 мас.% этилена. В предпочтительном варианте получаемый отходящий поток включает от примерно 25 до примерно 75 мас.% этилена, более предпочтительно от примерно 30 до примерно 60 мас.%, а наиболее предпочтительно от примерно 35 до примерно 50 мас.% пропилена, в пересчете на общую массу отходящего потока. В другом варианте отходящий поток, который получают, также включает по меньшей мере примерно 20 мас.% пропилена. В предпочтительном варианте получаемый отходящий поток включает от примерно 20 до примерно 70 мас.% пропилена, более предпочтительно от примерно 25 до примерно 50 мас.% пропилена, а наиболее предпочтительно от примерно 30 до примерно 40 мас.% пропилена, в пересчете на общую массу отходящего потока. Получаемый отходящий поток необязательно включает в относительно низкой концентрации этан,причем этан необязательно в более низкой концентрации, чем пропан. Так, например, отходящий поток необязательно включает не больше примерно 4 мас.% этана, не больше примерно 3 мас.% этана или не больше примерно 2 мас.% этана, в пересчете на общую массу отходящего потока. Получаемый отходящий поток необязательно включает в относительно низкой концентрации пропан. Так, например, отходящий поток необязательно включает не больше примерно 5 мас.% пропана, не больше примерно 4 мас.% пропана или не больше примерно 3 мас.% пропана, в пересчете на общую массу отходящего потока. В другом варианте выполнения изобретения получаемый отходящий поток содержит как этилен,так и пропилен. В целесообразном варианте отходящий поток включает по меньшей мере примерно 50 мас.% этилена и пропилена. В предпочтительном варианте отходящий поток включает от примерно 50 до примерно 95 мас.% этилена и пропилена, более предпочтительно от примерно 55 до примерно 90 мас.% этилена и пропилена, а наиболее предпочтительно от примерно 60 до примерно 85 мас.% этилена и пропилена, в пересчете на общую массу отходящего потока. Получаемый отходящий поток необязательно включает не больше примерно 15000 мас.част./млн воды. Так, например, отходящий поток необязательно включает не больше примерно 10000 мас.част./млн воды, не больше 5000 мас.част./млн воды или не больше примерно 1000 мас.част./млн воды, в пересчете на общую массу отходящего потока. При выполнении настоящего изобретения не обязательно, чтобы отходящий поток был совершенно сухим. Другими словами, отходящий поток может включать некоторое количество воды. Достоинство отходящего потока, содержащего некоторое количество воды, заключается в том, что до выделения из отходящего потока диоксида углерода отсутствует необходимость в дополнительном и/или сложном сушильном оборудовании. Отходящий поток необязательно включает по меньшей мере примерно 10 мас.част./млн воды, более предпочтительно по меньшей мере примерно 100 мас.част./млн воды, а наиболее предпочтительно по меньшей мере примерно 200 мас.част./млн воды, в пересчете на общую массу отходящего потока. В другом варианте отходящий поток, который получают, включает не больше примерно 40 мас.% олефинов С 4+. В предпочтительном варианте получаемый отходящий поток включает не больше примерно 30 мас.% олефинов С 4+, более предпочтительно не больше примерно 20 мас.% олефинов С 4+, в пересчете на общую массу отходящего потока. Как это более подробно обсуждается ниже, способ удаления диоксида углерода в соответствии с настоящим изобретением представляет собой двухстадийный способ удаления. На первой стадии отходящий поток входит в контакт с первой удаляющей CO2 средой в первой зоне удаления CO2 в условиях,эффективных для удаления из отходящего потока первой части CO2 и получения первого обедненногоCO2 потока. На второй стадии первый обедненный CO2 поток входит в контакт со второй удаляющейCO2 средой во второй зоне удаления CO2 в условиях, эффективных для удаления из первого обедненногоCO2 потока второй части CO2 и получения второго (конечного) обедненного CO2 потока. В этих обстоятельствах первый обедненный CO2 поток в предпочтительном варианте включает больше примерно 0,5 об.част./млн диоксида углерода. В предпочтительном варианте первый обедненныйCO2 поток включает от примерно 0,5 до примерно 200 об.част./млн диоксида углерода, предпочтительно от примерно 0,5 до примерно 100 об.част./млн диоксида углерода, более предпочтительно от примерно 0,5 до примерно 10 об.част./млн диоксид углерода, а наиболее предпочтительно от примерно 0,5 до при-4 011731 мерно 1,5 об.част./млн диоксида углерода, в пересчете на общую массу первого обедненного CO2 потока. Второй обедненный CO2 поток в предпочтительном варианте включает не больше примерно 1 об.част./млн диоксида углерода. В предпочтительном варианте второй обедненный CO2 поток включает не больше примерно 0,5 об.част./млн диоксида углерода, более предпочтительно не больше примерно 0,4 об.част./млн диоксида углерода, а наиболее предпочтительно не больше примерно 0,32 об.част./млн диоксида углерода, в пересчете на общую массу второго обедненного CO2 потока. Второй обедненный CO2 поток в предпочтительном варианте включает по меньшей мере основную часть этилена и пропилена, содержащихся в получаемом отходящем потоке. В предпочтительном варианте второй обедненный CO2 поток включает по меньшей мере примерно 70 мас.% этилена и пропилена(индивидуально или в совокупности), более предпочтительно по меньшей мере примерно 80 мас.% этилена и пропилена (индивидуально или в совокупности), а наиболее предпочтительно по меньшей мере примерно 90 мас.% этилена и пропилена (индивидуально или в совокупности), в пересчете на общую массу обедненного CO2 потока. После выделения по меньшей мере основной части (т.е. по меньшей мере 50%) диоксида углерода,содержащегося в отходящем потоке, выделяют потоки, содержащие этилен и/или пропилен, которые включают в получаемом отходящем потоке по меньшей мере основную часть (т.е. по меньшей мере 50%) этилена и/или пропилена. Эти содержащие этилен и/или пропилен потоки перед получением полимеров или других производных продуктов требуют небольшой, если требуют, дальнейшей обработки. В одном варианте выполнения изобретения этилен и пропилен выделяют и затем отделяют друг от друга. Для удаления диоксида углерода потоки могут быть обработаны при необходимости до или после разделения. Однако в предпочтительном варианте требуются обработка кислых газов (т.е. удаление кислых газов, образующихся из диоксида углерода, таких как угольная кислота и серная кислота) в отходящем потоке, включающем как этилен, так и пропилен, а затем разделение легких олефинов в полученном втором обедненном CO2 потоке на этиленовый поток и пропиленовый поток. Затем каждый производный поток обрабатывают дополнительно, как это известно в данной области техники, с получением конечных продуктов. В одном варианте, например, выделенные в конечном счете этиленовый и/или пропиленовый потоки включают не больше примерно 1,0 об.част./млн диоксида углерода. В предпочтительном варианте выделенные этиленовый и/или пропиленовый потоки включают не больше примерно 0,7 об.част./млн диоксида углерода, более предпочтительно не больше примерно 0,05 об.част./млн диоксида углерода, а наиболее предпочтительно не больше примерно 0,03 об.част./млн диоксида углерода, в пересчете на общую массу выделенных этиленового и/или пропиленового потоков. Как указано выше, способ удаления диоксида углерода по настоящему изобретению включает удаление из получаемого отходящего потока диоксида углерода в две стадии. Диоксид углерода в предпочтительном варианте удаляют обработкой кислых газов в отходящем потоке в две стадии. В предпочтительном варианте отходящий поток включает относительно мало углеводородных компонентов, которые вызывают проблемы загрязнения в таких системах обработки кислых газов. При выполнении настоящего изобретения можно использовать твердые или жидкие системы обработки кислых газов, хотя предпочтительны жидкие системы обработки кислых газов. В любой системе кислый газ удаляют из отходящего потока в первой фракции введением отходящего потока в контакт с абсорбентом или адсорбентом кислых газов. Примеры таких абсорбентов или адсорбентов включают амины, карбонат калия, каустическую соду, оксид алюминия, молекулярные сита и мембраны, в особенности мембраны, отформованные из полисульфона, полиимида, полиамида, стеклообразного полимера и ацетата целлюлозы. Предпочтительны растворы, включающие амины и щелочные соединения, причем более предпочтительны щелочные соединения. Таким образом, первую и/или вторую удаляющую CO2 среду необязательно выбирают из группы, включающей амины, карбонат калия, каустическую соду, оксид алюминия, молекулярные сита и мембраны, особенно мембраны, отформованные из полисульфона,полиимида, полиамида, стеклообразного полимера и ацетата целлюлозы. Как указано выше, первая и вторая удаляющие CO2 среды в предпочтительном варианте включают смесь свежей и отработанной каустической соды. Не ограничивая объем настоящего изобретения какимлибо конкретным механизмом, способ удаления CO2 по настоящему изобретению, как полагают, осуществляют следующими реакциями: Принимая во внимание цели настоящего описания и прилагаемой формулы изобретения, понятие"каустическая сода", не модифицированное терминами "отработанная" или "свежая", означает щелочное соединение в растворе, которое эффективно при удалении кислого газа из олефинсодержащего отходящего потока. Примеры таких щелочных соединений включают гидроксид натрия и гидроксид калия,предпочтительно гидроксид натрия. В предпочтительном варианте каустическая сода включает один или несколько из гидроксидных ионов (ОН-1), бикарбонатных ионов (HCO3-1) и карбонатных ионов (CO3-2)."Отработанной каустической содой" называют каустическую соду, которая уже утратила по меньшей-5 011731 мере часть своей способности удалять CO2, например раствор, включающий бикарбонатные ионы(HCO3-1) и/или карбонатные ионы (CO3-2). В противоположность этому "свежей каустической содой" называют каустическую соду, которая обладает, по существу, всей своей способностью удалять CO2. Относительное количество отработанной каустической соды и свежей каустической соды, содержащихся в первой и второй удаляющих CO2 средах, выражают в настоящем описании в массовом отношении свежей каустической соды к отработанной каустической соде в пересчете на сухую основу. Между первой и второй удаляющими CO2 средами, а также между различными вариантами способа удаления диоксида углерода по настоящему изобретению эти относительные количества можно варьировать широко. В одном варианте первая удаляющая CO2 среда включает больше примерно 60 мас.% свежей каустической соды, предпочтительно больше примерно 70 мас.% свежей каустической соды, а наиболее предпочтительно больше примерно 74 мас.% свежей каустической соды, в пересчете на сухую основу. Что касается верхних границ интервала, то первая удаляющая CO2 среда необязательно включает меньше примерно мас.% свежей каустической соды, меньше примерно 80 мас.% свежей каустической соды или меньше примерно 76 мас.% свежей каустической соды, в пересчете на сухую основу. Эта первая удаляющая CO2 среда необязательно включает меньше примерно 40 мас.% отработанной каустической соды, предпочтительно меньше примерно 30 мас.% отработанной каустической соды, а наиболее предпочтительно меньше примерно 26 мас.% отработанной каустической соды, в пересчете на сухую основу. Что касается нижних границ интервала, то первая удаляющая CO2 среда необязательно включает больше 10 мас.% отработанной каустической соды, больше 20 мас.% отработанной каустической соды или больше 24 мас.% отработанной каустической соды, в пересчете на сухую основу. В случае отходящего потока, отводимого из реакционной системы ОвО, первая удаляющая CO2 среда в предпочтительном варианте включает примерно 75 мас.% свежей каустической соды и примерно 25 мас.% отработанной каустической соды. Что касается отношений, то первая удаляющая CO2 среда необязательно обладает значением массового отношения свежей каустической соды к отработанной каустической соде в пересчете на сухую основу больше примерно 1,5, более предпочтительно больше примерно 2,3, а наиболее предпочтительно больше примерно 2,8. Что касается верхних пределов интервала, то первая удаляющая CO2 среда необязательно обладает значением массового отношения свежей каустической соды к отработанной каустической соде в пересчете на сухую основу меньше примерно 4,5, предпочтительно меньше примерно 3,7, а наиболее предпочтительно меньше примерно 3,2. Было установлено, что массовое отношение свежей каустической соды к отработанной каустической соде в пересчете на сухую основу примерно 3,0 в первой удаляющей CO2 среде является особенно предпочтительным для удаления диоксида углерода из отходящего потока, отводимого из реакционной системы ОвО. Если не указано иное, то все количества и отношения отработанной и сухой каустической соды, указанные в настоящем описании, приведены в пересчете на сухую основу. В одном варианте вторая удаляющая CO2 среда включает больше примерно 1,0 мас.% отработанной каустической соды, предпочтительно больше примерно 5,0 мас.% отработанной каустической соды, а наиболее предпочтительно больше примерно 8,0 мас.% отработанной каустической соды, в пересчете на сухую основу. Что касается верхних границ интервала, то вторая удаляющая CO2 среда необязательно включает меньше примерно 30 мас.% отработанной каустической соды, меньше примерно 20 мас.% отработанной каустической соды или меньше примерно 12 мас.% отработанной каустической соды, в пересчете на сухую основу. Вторая удаляющая CO2 среда необязательно включает меньше примерно 99,0 мас.% свежей каустической соды, предпочтительно меньше примерно 95,0 мас.% свежей каустической соды, а наиболее предпочтительно меньше примерно 92,0 мас.% свежей каустической соды, в пересчете на сухую основу. Что касается нижних границ интервала, то вторая удаляющая CO2 среда включает больше примерно 70 мас.% свежей каустической соды, больше примерно 80 мас.% свежей каустической соды или больше примерно 88 мас.% свежей каустической соды, в пересчете на сухую основу. В случае отходящего потока, отводимого из реакционной системы ОвО, вторая удаляющая CO2 среда в предпочтительном варианте включает примерно 90 мас.% свежей каустической соды и примерно 10 мас.% отработанной каустической соды. Что касается соотношений, то вторая удаляющая CO2 среда необязательно обладает значением массового отношения свежей каустической соды к отработанной каустической соде в пересчете на сухую основу меньше примерно 99,0, более предпочтительно меньше примерно 19,0, а наиболее предпочтительно меньше примерно 9,5. Что касается нижних границ интервала, то вторая удаляющая CO2 среда необязательно обладает значением массового отношения свежей каустической соды к отработанной каустической соде в пересчете на сухую основу больше примерно 1,0, более предпочтительно больше примерно 5,0, а наиболее предпочтительно больше примерно 8,5. Было установлено, что значение массового отношения свежей каустической соды к отработанной каустической соде в пересчете на сухую основу примерно 9,0 во второй удаляющей CO2 среде особенно предпочтительно для удаления диоксида углерода из отходящего потока, отводимого из реакционной системы ОвО. В одном варианте первая удаляющая CO2 среда и вторая удаляющая CO2 среда включают свежую и-6 011731 отработанную каустическую соду в водном растворе в относительных количествах, указанных выше. В идеальном случае любая или как первая, так и вторая удаляющие CO2 среды включают примерно 80 мас.% воды, причем остальное приходится на массу свежей и отработанной каустической соды в растворе. Что касается интервалов, то первая и/или вторая удаляющие CO2 среды необязательно включают раствор, содержащий от примерно 65 до примерно 95 мас.% воды, предпочтительно от примерно 70 до примерно 90 мас.% воды, а наиболее предпочтительно от примерно 75 до примерно 85 мас.% воды, в пересчете на общую массу соответствующих первой и/или второй удаляющих CO2 сред. В одном варианте первая удаляющая CO2 среда представляет собой раствор такого же типа, как вторая удаляющая CO2 среда. Под понятием "такого же типа" подразумевают, что первая удаляющая CO2 среда содержит такие же компоненты, как во второй удаляющей CO2 среде, хотя возможно в других количествах. Так, например, первая и вторая удаляющие CO2 среды могут включать как свежую, так и отработанную каустическую соду, но в других количествах. Такие удаляющие CO2 среды считают средами одинакового типа. Если, в противоположность этому, первая удаляющая CO2 среда включает каустическую соду, а вторая удаляющая CO2 среда включает амин, а не свежую каустическую соду, тогда эти удаляющие среды являются, по-видимому, средами разных типов. Любая или как первая, так и вторая удаляющие CO2 среды необязательно включают водный раствор амина. Водные растворы аминов, которые могут быть использованы при выполнении настоящего изобретения, могут включать любое аминовое соединение или соединения, приемлемые для абсорбции кислых газов. Примеры включают, хотя ими их список не ограничен, алканоламины, такие как триэтаноламин (ТЭА), метилдиэтаноламин (МДЭА), диэтаноламин (ДЭА), моноэтаноламин (МЭА), диизопропаноламин (ДИПА) и гидроксиаминоэтиловый эфир (ГАЭ). Эффективные концентрации могут находиться в интервале от примерно 0,5 до примерно 8 моль амина на литр водного раствора. В водные растворы аминов для повышения их абсорбционной способности можно добавлять пиперазин и/или монометилэтаноламин (ММЭА). Эти добавки можно вводить в водный раствор в концентрации от примерно 0,04 до примерно 2 моль/л водного раствора. После обработки кислых газов необходимо дополнительно удалять захватываемый материал, в особенности захватываемые вторичные соли, находящиеся во втором обедненном CO2 потоке с использованием водной промывки. В предпочтительном варианте эту стадию промывки водой осуществляют в верхней секции установки удаления CO2, например в третьей зоне. Предполагается, что часть воды, используемой при промывке водой, может перетекать во вторую зону удаления CO2 и/или в первую зону удаления CO2, вызывая дополнительное разбавление второй и/или первой удаляющих CO2 сред. Предполагается, что этот переток воды может привести к тому, что вторая и/или первая удаляющие CO2 среды становятся разбавленными до содержания воды примерно 95 мас.%, а остальное приходится на отработанную и/или свежую каустическую соду в растворе. Более высоких степеней разбавления необходимо,если это возможно, избегать. Условия в первой и второй зонах удаления CO2 можно варьировать широко. В одном варианте температура в первой и/или второй зонах удаления CO2 находится в интервале от примерно 38 до примерно 66 С, предпочтительно от примерно 43 до примерно 54 С. Абсолютное давление в первой и/или второй зонах удаления CO2 необязательно находится в интервале от примерно 1034 до примерно 2758 кПа,предпочтительно от примерно 1724 до примерно 2413 кПа. Однако полагают, что для того чтобы упростить истечение первого обедненного CO2 потока во вторую зону удаления CO2 давление во второй зоне удаления CO2 должно быть несколько более низким, чем давление в первой зоне удаления CO2. В предпочтительном варианте эта разница абсолютных давлений между первой и второй зонами удаления CO2 составляет, по-видимому, порядка от примерно 6,8 до примерно 68 кПа. Аналогичная разница давлений в предпочтительном варианте существует между второй зоной удаления CO2 и зоной необязательной промывки водой. В другом варианте объектом изобретения является установка удаления CO2, предпочтительно установка удаления CO2, которая сообщается с возможностью прохождения текучей среды с реакционной системой ОвО. Установка удаления CO2 включает как раз две зоны удаления CO2. Под понятием "как раз две" имеют в виду, что установка удаления CO2 включает в точности две зоны удаления CO2, не больше и не меньше, хотя установка удаления CO2 может включать одну или несколько зон дополнительных типов, например зону промывки водой. Установка удаления CO2 необязательно включает первую зону промывки каустической содой и вторую зону промывки каустической содой. В предпочтительном варианте установка удаления CO2 далее включает зону промывки водой. Неограничивающий пример этого варианта проиллюстрирован на фиг. 1, которая более подробно обсуждается ниже. На фиг. 1 проиллюстрирована установка двухстадийного удаления CO2 в соответствии с одним вариантом выполнения настоящего изобретения, обозначенная общей позицией 100. Как показано, установка 100 удаления CO2 обычно включает три зоны: первая зона 104 удаления CO2, вторая зона 126 удаления CO2 и зона 132 промывки водой. Таким образом, CO2 удаляют из отходящего потока 101 в двух зонах удаления CO2. В процессе работы отходящий поток 101, который включает больше примерно 100 об.част./млнCO2, направляют в теплообменник 102, в котором отходящий поток 101 нагревают с получением испаренного отходящего потока 103. С целью улучшить характеристики текучести отходящего потока 101 и гарантировать то, что отходящий поток 101 перед его введением в установку 100 удаления CO2 находится в парообразном состоянии, отходящий поток 101 необходимо нагревать. Испаренный отходящий поток 103 вводят в первую зону 104 удаления CO2. В предпочтительном варианте испаренный отходящий поток 103 вводят в нижнюю секцию первой зоны 104 удаления CO2 так,как это показано. При поступлении в первую зону 104 удаления CO2 испаренный отходящий поток 103 направляют вверх благодаря минимальной разнице давлений между первой зоной 104 удаления CO2 и второй зоной 126 удаления CO2. В предпочтительном варианте первая зона 104 удаления CO2 включает множество тарелок 105, как показано, сита и/или насадку. Функция тарелок 105, сит и/или насадки в первой зоне 104 удаления CO2 состоит в увеличении в первой зоне 104 удаления CO2 площади поверхности первой удаляющей CO2 среды, которую вводят в первую зону 104 удаления CO2 по линии 113, и, таким образом, улучшении контактирования между испаренным отходящим потоком 103 и первой удаляющейCO2 средой. По мере того как испаренный отходящий поток движется по первой зоне 104 удаления CO2 вверх и входит в контакт с первой удаляющей CO2 средой, из испаренного отходящего потока удаляют первую часть CO2 с получением первого обедненного CO2 потока, который в предпочтительном варианте включает от примерно 0,5 до примерно 200 об.част./млн CO2. Первый обедненный CO2 поток направляют через одно или несколько отверстий 106 на тарелку 115 (показана одна), которая отделяет первую зону 104 удаления CO2 от второй зоны 126 удаления CO2. Как указано выше, первую удаляющую CO2 среду вводят в первую зону 104 удаления CO2 по линии 113. Эта первая удаляющая CO2 среда благодаря гравитационным эффектам движется в первой зоне 104 удаления CO2 вниз. Когда первая удаляющая CO2 среда движется вниз, часть первой удаляющей CO2 среды может временно собираться на тарелках 105, ситах и/или насадке. В конечном счете первая удаляющая CO2 среда, которая в предпочтительном варианте включает каустическую соду, накапливается в основании установки 100 удаления CO2, как показано на примере первого резервуара 107 для каустической соды. В предпочтительном варианте каустическую соду в первом резервуаре 107 для каустической соды,который включает смесь свежей и отработанной каустической соды, отводят из установки 100 удаленияCO2 по линии 108 и перекачивают насосом 109 с получением перекачиваемого потока 110. Каустическая сода в первом резервуаре 107 для каустической соды также может включать небольшое количество"красного нейтрального масла", определяемого в настоящем описании как смесь углеводородных компонентов и продуктов альдольной конденсации. В предпочтительном варианте перед возвратом водной фазы в верхнюю часть первой зоны 104 удаления CO2 в качестве первой удаляющей CO2 среды красное нейтральное масло из водной фазы выделяют. Однако в первом резервуаре 107 для каустической соды такое красное нейтральное масло может образовывать с водной фазой эмульсию, делая это выделение затруднительным. В предпочтительном варианте эмульсию разрушают с помощью жидкостножидкостного гидроциклона (не показан). Особенно предпочтительны жидкостно-жидкостные гидроциклоны марки Vortoil. Как показано, перекачиваемый поток 110 разделяют на поток 111 каустической соды в отход и первый рецикловый поток 140. Размещение потока 111 каустической соды в отход зависит от количества серосодержащих соединений, которые находились в отходящем потоке. Если отходящий поток включает заметное количество серосодержащих соединений, то поток 111 сточных вод также обычно включает серосодержащие соединения. В этом случае поток 111 сточных вод в предпочтительном варианте сжигают в установке для оксидирования отработанной каустической соды (не показан). Однако в предпочтительном варианте отходящий поток, обработанный в соответствии с настоящим изобретением, получают из реакционной системы ОвО. В отличие от отходящего потока, отводимого из системы крекинга с водяным паром, получаемые из процесса ОвО отходящие потоки не включают заметного количества серосодержащих соединений. Соответственно, если отходящий поток отводят из реакционной системы ОвО, то поток 111 каустической соды в отход обычно не включает заметного количества серосодержащих соединений. В этом случае поток 111 каустической соды в отход можно эффективно направлять в водоочистное сооружение(не показано) без обработки в установке для оксидирования отработанной каустической соды. Для улучшения вязкости и других характеристик текучести текучей среды в предпочтительном варианте первый рецикловый поток 140 нагревают в теплообменнике 112. После нагревания первый рецикловый поток 140 совмещают с потоком 122 свежей каустической соды, который в предпочтительном варианте содержит большее количество свежей каустической соды, чем нагретый первый рецикловый поток 140, с получением первой удаляющей CO2 среды, которую вводят в первую зону 104 удаления CO2 по линии 113. Для гарантии того, что первая удаляющая CO2 среда обладает целевым значением массового отношения свежей каустической соды к отработанной каустической соде, с помощью устройства 139 регулирования потока можно регулировать скорость, с которой поток 122 свежей каустической соды добавляют в нагретый первый рецикловый поток 140. Скорость потока первой удаляющей CO2 среды в линии 113 можно регулировать с помощью устройства 114 регулирования потока.-8 011731 Как указано выше, первый обедненный CO2 поток направляют из первой зоны 104 удаления CO2 во вторую зону 126 удаления CO2 через отверстие 106 в тарелке 115. При поступлении во вторую зону 126 удаления CO2 первый обедненный CO2 поток направляют вверх благодаря минимальной разнице давлений между второй зоной 126 удаления CO2 и зоной 132 промывки водой. В предпочтительном варианте вторая зона 126 удаления CO2 включает множество тарелок 118, как показано, сита и/или насадку. Функция тарелок 118, сит и/или насадки во второй зоне 126 удаления CO2 состоит в увеличении во второй зоне 126 удаления CO2 площади поверхности второй удаляющей CO2 среды, которую вводят во вторую зону 126 удаления CO2 по линии 124, с улучшением таким образом контактирования между первым обедненным CO2 потоком и второй удаляющей CO2 средой. Когда первый обедненный CO2 поток движется вверх по второй зоне 126 удаления CO2 и входит в контакт со второй удаляющей CO2 средой, из первого обедненного CO2 потока удаляют вторую частьCO2 с получением второго обедненного CO2 потока, который в предпочтительном варианте включает меньше примерно 0,5 об.част./млн CO2. Второй обедненный CO2 поток направляют через одно или несколько отверстий 127 в тарелке 128 (показана одна), которая отделяет вторую зону 126 удаления CO2 от зоны 132 промывки водой. Как указано выше, вторую удаляющую CO2 среду вводят во вторую зону 126 удаления CO2 по линии 124. В предпочтительном варианте благодаря гравитационным эффектам вторая удаляющая CO2 среда во второй зоне 126 удаления CO2 движется вниз. Когда вторая удаляющая CO2 среда движется вниз, часть второй удаляющей CO2 среды может временно собираться на тарелках 118, ситах и/или насадке. В конечном счете вторая удаляющая CO2 среда, которая в предпочтительном варианте включает каустическую соду, накапливается на тарелке 115, как показано на примере второго резервуара 117 для каустической соды. Колпачок 116 сводит к минимуму истечение вниз второй удаляющей CO2 среды через отверстие 106 и в первую зону 104 удаления CO2. Однако полагают, что часть содержимого второго резервуара 117 для каустической соды может перетекать в отверстие 106 и поступать в первую зону 104 удаления CO2. Каустическую соду во втором резервуаре 117 для каустической соды, которая включает смесь свежей и отработанной каустической соды, в предпочтительном варианте отводят из второй зоны 126 удаления CO2 по линии 119 и перекачивают насосом 120 с получением перекачиваемого потока 121. Перекачиваемый поток 121 разделяют, как показано, на поток 122 свежей каустической соды, о котором речь шла выше, и второй рецикловый поток 141. Второй рецикловый поток 141 необязательно нагревают в теплообменнике (не показан) для улучшения вязкости и других характеристик текучести текучей среды. После необязательного нагревания второй рецикловый поток 141 совмещают с потоком 123 свежей каустической соды с целью повышения способности второго рециклового потока 141 удалять CO2 и получают вторую удаляющую CO2 среду, которую вводят во вторую зону 126 удаления CO2 по линии 124. Скорость потока второй удаляющей CO2 среды по линии 124 можно регулировать с помощью устройства регулирования потока 125. В предпочтительном варианте выполнения настоящего изобретения скорость потока 123 свежей каустической соды, которую добавляют во второй рецикловый поток 141, а также скорость потока 122 свежей каустической соды регулируют с целью обеспечить необходимые составы в первой и второй удаляющих CO2 средах. Для получаемого из процесса ОвО отходящего потока в первой удаляющей CO2 среде в предпочтительном варианте сохраняют значение массового отношения свежей каустической соды к отработанной каустической соде в пересчете на сухую основу больше примерно 1,5 и меньше примерно 4,5, более предпочтительно больше 2,3 и меньше 3,7, еще более предпочтительно больше 2,8 и меньше 3,2, а наиболее предпочтительно примерно 3,0. В предпочтительном варианте во второй удаляющей CO2 среде сохраняют значение массового отношения свежей каустической соды к отработанной каустической соде в пересчете на сухую основу больше примерно 1,0 и меньше примерно 99,0, более предпочтительно больше примерно 5,0 и меньше примерно 19,0, еще более предпочтительно больше примерно 8,5 и меньше примерно 9,5, а наиболее предпочтительно примерно 9,0. Как указано выше, второй обедненный CO2 поток через отверстие 127 направляют из второй зоны 126 удаления CO2 в зону 132 промывки водой. Назначением зоны 132 водной промывки является удаление всех захватываемых вторичных солей из второго обедненного CO2 потока. При поступлении в зону 132 промывки водой второй обедненныйCO2 поток направляют вверх благодаря минимальной разнице давлений между зоной 132 промывки водой и потоком 138 верхней фракции. В предпочтительном варианте зона 132 промывки водой включает множество тарелок 131, как показано, сита и/или насадку. Функция тарелок 132, сит и/или насадки в зоне 132 промывки водой состоит в увеличении в зоне 132 промывки водой площади поверхности воды, которую вводят в зону 132 промывки водой по линии 136, с улучшением таким образом контактирования между вторым обедненным CO2 потоком и водой. В предпочтительном варианте вода, которую вводят в зону 132 промывки водой, включает деминерализованную воду и/или питающую бойлер воду. Когда второй обедненный CO2 поток движется вверх по зоне 132 промывки водой и входит в контакт с водой, вводимой по линии 136, из второго обедненного CO2 потока удаляют захватываемые вторичные соли с получением промытого второго обедненного CO2 потока. Промывка водой в зоне 132-9 011731 промывки водой не оказывает существенного влияния на количество CO2 во втором обедненном CO2 потоке. В конечном счете промытый второй обедненный CO2 поток выходит из установки 100 удаленияCO2 посредством потока 138 верхней фракции, который в предпочтительном варианте включает меньше примерно 0,5 об.част./млн CO2. Как указано выше, воду вводят в зону 132 промывки водой по линии 136. В предпочтительном варианте благодаря гравитационным эффектам вода в зоне 132 промывки водой движется вниз. Когда вода движется вниз, часть воды может временно собираться на тарелках 131, ситах и/или насадке. В конечном счете вода накапливается на тарелке 128, как показано на примере водного резервуара 130. Колпачок 129 сводит к минимуму истечение воды вниз через отверстие 127 и во вторую зону 126 удаления CO2. Однако полагают, что часть воды может перетекать в отверстие 127 и поступать во вторую зону 126 удаленияCO2. Вода в водном резервуаре 130, который включает растворенные вторичные соли, абсорбированные из второго обедненного CO2 потока, в предпочтительном варианте отводят из зоны 132 промывки водой по линии 134 и перекачивают насосом 135 с получением перекачиваемого потока 142. Как показано, перекачиваемый поток 142 разделяют на водный рецикловый поток 144 и поток 143 сточных вод. Водный рецикловый поток 144 совмещают с потоком 133 свежей воды, который добавляют для улучшения способности воды, добавляемой в зону 132 промывки водой, удалять вторичные соли, и получения потока воды, который вводят в зону 132 промывки водой по линии 136. Скорость потока воды по линии 136 можно регулировать с помощью устройства 137 регулирования потока. В другом варианте объектом изобретения является система удаления диоксида углерода из отходящего потока, включающего больше примерно 100, 200, 300 или 400 об.част./млн CO2. В этой системе в предпочтительном варианте осуществляют любые из способов по настоящему изобретению, которые более подробно обсуждались выше. Система включает установку удаления CO2, обладающую как раз двумя зонами удаления CO2. Под понятием "как раз две" подразумевают, что установка удаления CO2 включает в точности две зоны удаления CO2, не больше и не меньше, хотя установка удаления CO2 может включать зоны других, дополнительных типов, например зону промывки водой. В установке удаления CO2 из отходящего потока удаляют основную часть CO2 с получением конечного обедненного CO2 потока, например второго обедненного CO2 потока, упомянутого выше. Конечный обедненный CO2 поток включает меньше примерно 0,5 об.част./млн CO2, предпочтительно меньше примерно 0,4 об.част./млн, меньше примерно 0,32, меньше примерно 0,2 или меньше примерно 0,1 об.част./млнCO2. В предпочтительном варианте установка удаления CO2 сообщается с возможностью прохождения текучей среды с реактором превращения оксигената в олефины. Так, например, установка удаления CO2 необязательно принимает отходящий поток из водно-абсорбционной колонны, водно-абсорбционная колонна принимает отходящий поток из установки резкого охлаждения, а установка резкого охлаждения принимает отходящий поток из реактора превращения оксигената в олефины. Этот вариант более подробно обсуждается ниже со ссылкой на фиг. 2. Как обсуждалось выше, установка удаления CO2 в этом предпочтительном варианте включает первую зону удаления CO2 и вторую зону удаления CO2. В первую зону удаления CO2 добавляют первую удаляющую CO2 среду, а во вторую зону удаления CO2 добавляют вторую удаляющую CO2 среду. Первая удаляющая CO2 среда обладает значением массового отношения свежей каустической соды к отработанной каустической соде больше примерно 1,5 и меньше примерно 4,5 в пересчете на сухую основу, а вторая удаляющая CO2 среда обладает значением массового отношения свежей каустической соды к отработанной каустической соде больше примерно 1,0 и меньше примерно 99,0 в пересчете на сухую основу. В этом варианте первая удаляющая CO2 среда необязательно обладает значением массового отношения свежей каустической соды к отработанной каустической соде больше примерно 2,3 и меньше примерно 3,7, предпочтительно больше примерно 2,8 и меньше примерно 3,2. Вторая удаляющая CO2 среда необязательно обладает значением массового отношения свежей каустической соды к отработанной каустической соде больше примерно 5,0 и меньше примерно 19,0, предпочтительно больше примерно 8,5 и меньше примерно 9,5. Хотя получаемый отходящий поток может быть отведен из любого обычного источника, который содержит диоксид углерода, изобретение особенно хорошо подходит для удаления диоксида углерода из олефинсодержащего отходящего потока, отводимого из реакционного процесса ОвО. В одном варианте выполнения настоящего изобретения отходящий поток, содержащий диоксид углерода, получают введением оксигенатсодержащего исходного материала в контакт с катализатором на основе молекулярного сита. Далее более подробно описаны реакционные процессы ОвО. В. Процесс превращения оксигената в олефины. Способ удаления диоксида углерода по настоящему изобретению идеально подходит для удаления диоксида углерода из олефинсодержащего отходящего потока, отводимого из реакционной системы ОвО, хотя полагают, что этот способ удаления диоксида углерода можно применять для удаления диоксида углерода из отходящего потока, отводимого из реакционных систем других типов. Неограничивающий перечень возможных реакционных систем, в которых могут быть осуществле- 10011731 ны способы по настоящему изобретению, включает: каталитический крекинг, гидроформинг, получение фталевого ангидрида, малеинового ангидрида, синтез Фишера-Тропша, получение винилацетата, акрилонитрила, этилендихлорида, хлорметана, полиэтилена и полипропилена. Используемое в настоящем описании понятие "реакционная система" обозначает систему, включающую реактор, необязательно регенератор катализатора, необязательно охладитель катализатора и необязательно отделитель катализатора. Поскольку реакционный процесс ОвО предпочтителен, далее более подробно описан реакционный процесс ОвО. В предпочтительном реакционном процессе ОвО для катализа превращения оксигенатного соединения (соединений) в легкие олефины используют каталитическую композицию на основе молекулярного сита. В идеальном варианте каталитическая композиция на основе молекулярного сита включает глиноземную или кремнеземно-глиноземную каталитическую композицию. Для таких процессов превращения особенно необходимы катализаторы на основе кремнеалюмофосфатных (SAPO) молекулярных сит,поскольку они высокоселективны в отношении образования этилена и пропилена. Неограничивающий список предпочтительных каталитических композиций на основе молекулярных сит SAPO включаетSAPO-17, SAPO-18, SAPO-34, SAPO-35, SAPO-44, их замещенные формы и их смеси. В предпочтительном варианте каталитическая композиция на основе молекулярного сита включает молекулярное сито,выбранное из группы, включающей SAPO-5, SAPO-8, SAPO-11, SAPO-16, SAPO-17, SAPO-18, SAPO-20,SAPO-31, SAPO-34, SAPO-35, SAPO-36, SAPO-37, SAPO-40, SAPO-41, SAPO-42, SAPO-44, SAPO-47,SAPO-56, сросшиеся материалы AEI/CHA, их металлсодержащие варианты, их сросшиеся варианты и их смеси. Исходный материал, который направляют в реакционную систему ОвО, необязательно включает один или несколько содержащих алифатические остатки соединений, таких как спирты, амины, карбонильные соединения, например альдегиды, кетоны и карбоновые кислоты, простые эфиры, галогениды,меркаптаны, сульфиды и т.п., и их смеси. Алифатический остаток содержащих алифатические остатки соединений, как правило, включает от 1 до примерно 50 углеродных атомов, предпочтительно от 1 до 20 углеродных атомов, более предпочтительно от 1 до 10 углеродных атомов, еще более предпочтительно от 1 до 4 углеродных атомов, а наиболее предпочтительно метанол. Неограничивающие примеры содержащих алифатические остатки соединений включают спирты,такие как метанол и этанол, алкилмеркаптаны, такие как метилмеркаптан и этилмеркаптан, алкилсульфиды, такие как метилсульфид, алкиламины, такие как метиламин, алифатические простые эфиры, такие как ДМЭ, диэтиловый эфир и метилэтиловый эфир, алкилгалогениды, такие как метилхлорид и этилхлорид, алкилкетоны, такие как диметилкетон, алкилальдегиды, такие как формальдегид и уксусный альдегид, и различные кислоты, такие как уксусная кислота. В предпочтительном варианте способа по изобретению исходный материал включает одно или несколько органических соединений, содержащих по меньшей мере один атом кислорода. В наиболее предпочтительном варианте способа по изобретению оксигенат в исходном материале включает один или несколько спиртов, предпочтительно алифатические спирты, где алифатический остаток спирта(спиртов) включает от 1 до 20 углеродных атомов, предпочтительно от 1 до 10 углеродных атомов, а наиболее предпочтительно от 1 до 4 углеродных атомов. Спирты, которые могут быть использованы в качестве исходного материала в способе по изобретению, включают низшие прямоцепочечные и разветвленные алифатические спирты и их ненасыщенные аналоги. Неограничивающие примеры оксигенатов включают метанол, этанол, н-пропанол, изопропанол, метилэтиловый эфир, ДМЭ, диэтиловый эфир,диизопропиловый эфир, формальдегид, диметилкарбонат, диметилкетон, уксусную кислоту и их смеси. В наиболее предпочтительном варианте исходный материал включает одно или нескольких таких веществ, как метанол, этанол, ДМЭ, диэтиловый эфир и их сочетание. Различные исходные материалы, которые обсуждались выше, превращают главным образом в один или несколько олефинов. Олефины или олефиновые мономеры, получаемые из исходного материала, как правило, содержат от 2 до 30 углеродных атомов, предпочтительно от 2 до 8 углеродных атомов, более предпочтительно от 2 до 6 углеродных атомов, еще более предпочтительно от 2 до 4 углеродных атомов,а наиболее предпочтительны этилен и/или пропилен. Неограничивающие примеры олефинового мономера (мономеров) включают этилен, пропилен, бутен-1, пентен-1, 4-метилпентен-1, гексен-1, октен-1 и децен-1, предпочтительно этилен, пропилен, бутен 1, пентен-1, 4-метилпентен-1, гексен-1, октен-1 и их изомеры. Другие олефиновые мономеры включают ненасыщенные мономеры, диолефины, содержащие от 4 до 18 углеродных атомов, сопряженные и несопряженные диены, полиены, виниловые мономеры и циклические олефины. В предпочтительном варианте исходный материал, который в идеальном варианте содержит метанол, в присутствии каталитической композиции на основе молекулярного сита превращают в олефин(олефины), содержащий от 2 до 6 углеродных атомов, предпочтительнее от 2 до 4 углеродных атомов. В наиболее предпочтительном варианте олефин (олефины) индивидуально или в сочетании получают из исходного материала, включающего оксигенат, предпочтительно спирт, наиболее предпочтительно метанол, превращением в предпочтительный олефин (олефины) - этилен и/или пропилен. Наиболее предпочтительным процессом обычно называют реакционный процесс превращения ок- 11011731 сигената в олефины (ОвО). В процессе ОвО оксигенированный исходный материал, наиболее предпочтительно метанол- и этанолсодержащий исходный материал, в присутствии каталитической композиции на основе молекулярного сита, как правило, превращают в один или несколько олефинов, предпочтительно и главным образом в этилен и/или пропилен, называемые в настоящем описании легкими олефинами. В одном варианте исходный материал включает один или несколько разбавителей, используемых,как правило, с целью уменьшить концентрацию исходного материала. Обычно эти разбавители в отношении исходного материала или каталитической композиции на основе молекулярного сита нереакционноспособны. Неограничивающие примеры разбавителей включают гелий, аргон, азот, моноксид углерода, диоксид углерода, воду, практически нереакционноспособные парафины (преимущественно алканы,такие как метан, этан и пропан), по существу нереакционноспособные ароматические соединения и их смеси. Наиболее предпочтительными разбавителями являются вода и азот, причем особенно предпочтительна вода. В других вариантах исходный материал не содержит никакого разбавителя. Разбавитель может быть использован либо в жидком, либо в парообразном виде, либо в виде их сочетания. Разбавитель либо добавляют непосредственно в исходный материал, поступающий в реактор,либо добавляют непосредственно в реактор, либо добавляют вместе с каталитической композицией на основе молекулярного сита. В одном варианте количество разбавителя в исходном материале находится в интервале от примерно 1 до примерно 99 мол.% в пересчете на общее число молей исходного материала и разбавителя, предпочтительно от примерно 1 до 80 мол.%, более предпочтительно от примерно 5 до примерно 50, наиболее предпочтительно от примерно 5 до примерно 25. В одном варианте в исходный материал либо непосредственно, либо косвенным путем добавляют другие углеводороды, которые включают олефин (олефины), парафин (парафины), ароматическое соединение (соединения) (добавление ароматических соединений см., например, в US4677242) и их смеси, предпочтительно пропилен, бутилен, пентилен и другие углеводороды, содержащие 4 или большее число углеродных атомов, или их смеси. Процесс превращения исходного материала, преимущественно исходного материала, включающего одно или несколько оксигенатов, в присутствии каталитической композиции на основе молекулярного сита по изобретению проводят в виде реакционного процесса в реакторе, причем этот процесс представляет собой процесс в неподвижном слое, процесс в псевдоожиженном слое (включая процесс в турбулентном слое), предпочтительно непрерывный процесс в псевдоожиженном слое, а наиболее предпочтительно непрерывный процесс в псевдоожиженном слое с высокой скоростью потока. Такие реакционные процессы можно проводить в нескольких каталитических реакторах, таких как гибридные реакторы, в которых имеются реакционные зоны с плотным слоем или неподвижным слоем и/или реакционные зоны с псевдоожиженным слоем и высокой скоростью потока, сочетающиеся между собой, реакторы с циркулирующим псевдоожиженным слоем, вертикальные трубные реакторы и т.п. Приемлемые реакторы обычных типов описаны, например, в US4076796 и US6287522 (двойной вертикальный трубный) и работе Fluidization Engineerig, D.Kunii и O.Levenspiel, Robert E. Krieger Publishing Company, New York, New York 1977, которые все в полном объеме включены в настоящее описание в качестве ссылок. Реакторы предпочтительных типов представляют собой вертикальные трубные реакторы, в общем описанные в работе Riser Reactor, Fluidization and Fluid-Particle Systems, c. 48-59, F.A.Zenz и D.F.Othmer,Reinhold Publishing Corporation, New York, 1960, в патенте US6166282 (реактор с псевдоожиженным слоем и высокой скоростью потока) и заявке на патент US серийный 09/564613, поданной 4 мая 2000 г. (реактор с несколькими вертикальными трубами), которые все в полном объеме включены в настоящее описание в качестве ссылок. В предпочтительном варианте технологическая линия процесса с псевдоожиженным слоем или процесса с псевдоожиженным слоем и высокой скоростью потока включает реакторную систему, регенерационную систему и рекуперационную систему. Предпочтительная реакторная система представляет собой реакторную систему с псевдоожиженным слоем, включающую первую реакционную зону внутри одного или нескольких вертикальных трубных реакторов и вторую реакционную зону внутри по меньшей мере одного разделительного сосуда, предпочтительно включающего один или несколько циклонов. В одном варианте один или несколько вертикальных трубных реакторов и разделительный сосуд содержатся внутри одного реакционного сосуда. Свежий исходный материал, предпочтительно включающий один или несколько оксигенатов необязательно с одним или несколькими разбавителями, направляют в один или несколько вертикальных трубных реакторов, в которые вводят цеолит или каталитическую композицию на основе молекулярного сита цеолитного типа или ее закоксованный вариант. В одном варианте каталитическую композицию на основе молекулярного сита или ее закоксованный вариант перед введением в вертикальный трубный реактор (реакторы) вводят в контакт с жидкостью или газом, или их сочетанием, причем предпочтительной жидкостью является вода или метанол, а газ представляет собой инертный газ, такой как азот. В одном из вариантов количество жидкого исходного материала, направляемого в реакторную систему раздельно или совместно с парообразным исходным материалом, находится в интервале от 0,1 до- 12011731 примерно 85 мас.%, предпочтительно от примерно 1 до примерно 75 мас.%, более предпочтительно от примерно 5 до примерно 65 мас.%, в пересчете на общую массу исходного материала, включая весь содержащийся в нем разбавитель. В предпочтительном варианте жидкий и парообразный исходные материалы характеризуются одинаковым составом или включают варьируемые доли одинаковых или разных исходных материалов с тем же или другим разбавителем. В предпочтительном варианте исходный материал, поступающий в реакторную систему, в первой реакторной зоне частично или полностью превращают в газообразный отходящий поток, который поступает в разделительный сосуд совместно с закоксованной каталитической композицией на основе молекулярного сита. В предпочтительном варианте циклон (циклоны) внутри разделительного сосуда сконструирован с тем, чтобы каталитическую композицию на основе молекулярного сита, предпочтительно закоксованную каталитическую композицию на основе молекулярного сита, внутри разделительной зоны отделять от газообразного отходящего потока, включающего один или несколько олефинов. Предпочтительны циклоны, однако гравитационные эффекты внутри разделительного сосуда также обеспечивают отделение каталитических композиций от газообразного отходящего потока. Другие методы отделения каталитических композиций от газообразного отходящего потока включают применение тарелок, колпачков, коленчатых трубок и т.п. В одном варианте разделительной системы эта разделительная система включает разделительный сосуд, причем нижняя часть разделительного сосуда, как правило, представляет собой отпарную зону. В этой отпарной зоне закоксованную каталитическую композицию на основе молекулярного сита вводят в контакт с газом, предпочтительно с одним из следующих компонентов или сочетанием водяного пара,метана, диоксида углерода, моноксида углерода, водорода и инертного газа, такого как аргон, предпочтительно с водяным паром, для выделения адсорбированных углеводородов из закоксованной каталитической композиции на основе молекулярного сита, которую затем вводят в регенерационную систему. В другом варианте отпарная зона находится в сосуде, отделенном от разделительного сосуда, и газ пропускают при среднечасовой скорости подачи газа (ССПГ) от 1 до примерно 20000 ч-1 в пересчете на объем газа относительно объема закоксованной каталитической композиции на основе молекулярного сита,предпочтительно при повышенной температуре, от 250 до примерно 750 С, предпочтительно от примерно 350 до 650 С, над закоксованной каталитической композицией на основе молекулярного сита. Температура превращения, при которой проводят процесс превращения, конкретно внутри реакторной системы, находится в интервале от примерно 392F (200C) до примерно 1832F (1000C), предпочтительно от примерно 482F (250C) до примерно 1472F (800C), более предпочтительно от примерно 482F (250C) до примерно 1382F (750C), тем не менее еще более предпочтительно от примерно 572F (300 С) до примерно 1202F (650C), тем не менее предпочтительнее от примерно 662F (350 С) до примерно 1112F (600 С), а наиболее предпочтительно от примерно 662F (350C) до примерно 1022F (550C). Давление при превращении, под которым проводят процесс превращения, конкретно внутри реакторной системы, варьируется в широком интервале, включая самопроизвольно создающееся давление. Давление при превращении обусловлено парциальным давлением исходного материала, исключая весь содержащийся в нем разбавитель. Абсолютное давление при превращении, под которым проводят процесс, как правило, находится в интервале от примерно 0,1 кПа до примерно 5 МПа, предпочтительно от примерно 5 кПа до примерно 1 МПа, а наиболее предпочтительно от примерно 20 до примерно 500 кПа. Среднечасовую скорость подачи сырья (ССПС), в частности, в процессе превращения исходного материала, включающего один или несколько оксигенатов, в присутствии каталитической композиции на основе молекулярного сита внутри реакционной зоны определяют как общую массу исходного материала, исключая все разбавители, подаваемую в реакционную зону в час на массу молекулярного сита в каталитической композиции на основе молекулярного сита в реакционной зоне. ССПС поддерживают на уровне, достаточном для поддержания каталитической композиции внутри реактора в псевдоожиженном состоянии. Значения ССПС, как правило, находятся в интервале от примерно 1 до примерно 5000 ч-1, предпочтительно от примерно 2 до примерно 3000 ч-1, более предпочтительно от примерно 5 до примерно 1500 ч-1, а наиболее предпочтительно от примерно 10 до примерно 1000 ч-1. В одном предпочтительном варианте ССПС превышает 20 ч-1, предпочтительное значение ССПС при превращении исходного материала, включающего метанол, ДМЭ или и тот, и другой, находится в интервале от примерно 20 до примерно 300 ч-1. В предпочтительном варианте расход газа на единицу сечения потока (РГП) исходного материала,включающего разбавитель и продукты взаимодействия, внутри реактора достаточен для псевдоожижения каталитической композиции на основе молекулярного сита внутри реакционной зоны в реакторе. РГП во время процесса, в особенности внутри реакторной системы, более конкретно внутри вертикального трубного реактора (реакторов), составляет по меньшей мере 0,1 м/с (метр/секунду), предпочтительно больше 0,5 м/с, более предпочтительно больше 1 м/с, еще более предпочтительно больше 2 м/с, тем не менее еще более предпочтительно больше 3 м/с, а наиболее предпочтительно больше 4 м/с. Предпочти- 13011731 телен РГП от примерно 15 футов/с (5 м/с) до примерно 60 футов/с (18 м/с) (см., например, заявку на патент US серийный 09/708753, поданную 8 ноября 2000 г., которая включена в настоящее описание в качестве ссылки). Другие методы превращения оксигената, такого как метанол, в один или несколько олефинов с использованием каталитической композиции на основе молекулярного сита описаны в заявке РСТ WO 01/23500, опубликованной 5 апреля 2001 г. (уменьшение количества пропана при среднем воздействии катализатора на исходный материал по меньшей мере 1,0), которая включена в настоящее описание в качестве ссылки. В соответствии с одним вариантом степень превращения основного оксигената, например метанола,составляет от 90 до 98 мас.%. В соответствии с другим вариантом степень превращения метанола составляет от 92 до 98 мас.%, предпочтительно от 94 до 98 мас.%. В соответствии с другим вариантом степень превращения метанола составляет от больше 98 до меньше 100 мас.%. В соответствии с еще одним вариантом степень превращения метанола равна от 98,1 до меньше 100 мас.%, предпочтительно от 98,2 до 99,8 мас.%. В соответствии с другим вариантом степень превращения метанола составляет от 98,2 до меньше 99,5 мас.%, предпочтительно от 98,2 до 99 мас.%. В процессе превращения в олефин оксигената в качестве побочного продукта образуется существенное количество воды. Большое количество воды может быть удалено охлаждением потока олефинов,отходящего из реактора для оксигената, до температуры ниже температуры конденсации воды в потоке. В предпочтительном варианте температуру потока продуктов снижают до уровня ниже температуры конденсации оксигената, направляемого в процесс превращения оксигената в олефины. В некоторых вариантах поток продуктов необходимо охлаждать до уровня ниже температуры конденсации метанола. К одному типу оборудования, которое эффективно при охлаждении потока олефинов из реакционного процесса превращения кислородсодержащих веществ в олефины, относится колонна резкого охлаждения. В колонне резкого охлаждения охлаждающая текучая среда контактирует непосредственно с потоком олефинов, охлаждая этот поток до целевой температуры конденсации. В результате конденсации образуется содержащий конденсированную воду поток, который также называют потоком тяжелых кубовых остатков. Олефиновая часть потока олефиновых продуктов остается в парах и выходит из колонны резкого охлаждения в виде потока паров легкой фракции. Поток паров легкой фракции богат олефиновым продуктом и может также включать некоторые оксигенированные углеводородные побочные продукты, а также воду. Один такой оксигенированный побочный продукт представляет собой диоксид углерода. В одном варианте охлаждающая текучая среда представляет собой рецикловый поток конденсированной воды, включающий поток тяжелых кубовых остатков колонны резкого охлаждения. Этот содержащий воду поток целесообразно охлаждать, например теплообменником, и вновь инжектировать в колонну резкого охлаждения. В этом варианте охлаждающую среду предпочтительнее не инжектировать в колонну резкого охлаждения из внешнего источника, хотя это может быть целесообразным в случае другого разделительного оборудования, размещенного в технологической линии после колонны резкого охлаждения. В одном особом варианте выполнения изобретения охлажденный поток олефинов далее обрабатывают сжатием, предпочтительно многоступенчатым сжатием. Можно предусмотреть две, три, четыре или большее число ступеней, причем предпочтительны две или три ступени. В предпочтительном варианте поток олефинов сжимают до давления, которое превышает то, при котором проводят реакционный процесс превращения оксигената в олефин. В предпочтительном варианте этот поток олефинов сжимают до абсолютного давления по меньшей мере примерно 30 фунтов/кв.дюйм (207 кПа), более предпочтительно по меньшей мере примерно 50 фунтов/кв.дюйм (345 кПа),наиболее предпочтительно по меньшей мере примерно 100 фунтов/кв.дюйм (689 кПа). Интервалы высоких давления особенно предпочтительны, причем верхний предел практически равен тому, который обусловлен затратами на конструкцию и простотой проведения процесса. Обычно практические пределы высокого абсолютного давления, как полагают, составляют примерно 5000 фунтов/кв.дюйм (34450 кПа),тогда как нижние пределы в порядке повышения предпочтительности равны примерно 1000 фунтов/кв.дюйм (6895 кПа), примерно 750 фунтов/кв.дюйм (5171 кПа) и примерно 500 фунтов/кв.дюйм(3447 кПа). Затем сжатый отходящий поток в предпочтительном варианте направляют в водно-абсорбционную колонну. В водно-абсорбционной колонне сжатый отходящий поток входит в контакт с водным абсорбентом, предпочтительно включающим метанол, в условиях, эффективных для селективного удаления из сжатого отходящего потока некоторого количества воды и некоторых оксигенатов, таких как ацетальдегид и ацетон. В этом варианте основную массовую часть этилена и пропилена из сжатого отходящего потока выделяют в первой фракции, а основную массовую часть метанола и абсорбированных оксигенатов, например ацетальдегида, выделяют во второй фракции. Как правило, первая фракция представляет собой верхнюю фракцию или боковую фракцию дистилляционной колонны, а вторая фракция представляет собой нижнюю фракцию или дополнительную боковую фракцию дистилляционной колонны.- 14011731 В одном варианте выполнения изобретения основную часть этилена и пропилена получаемого потока олефинов обычно выделяют с первой фракцией, а основную часть абсорбированных оксигенатов получаемого потока олефинов обычно выделяют со второй фракцией. В предпочтительном варианте первая фракция обычно включает по меньшей мере примерно 75% этилена и пропилена получаемого потока олефинов, более предпочтительно по меньшей мере примерно 85%, а наиболее предпочтительно по меньшей мере примерно 95%. Первая фракция также обычно содержит основную массовую часть диоксида углерода, который находился в сжатом отходящем потоке. Соответственно, первую фракцию или ее часть в предпочтительном варианте направляют в установку удаления диоксида углерода по настоящему изобретению, подробно описанную выше, для удаления из нее основной массовой части диоксида углерода с получением обедненного CO2 потока. После удаления диоксида углерода необходимо дополнительно удалить захватываемый материал,например захватываемые вторичные соли, содержащиеся в обедненном CO2 потоке, введением этого обедненного CO2 потока в контакт с водой при промывке водой, которую в предпочтительном варианте интегрируют в установку удаления диоксида углерода, которая представлена выше со ссылкой на фиг. 1. Это контактирование особенно целесообразно, когда водный абсорбент, например метанол, из колонны с водным абсорбентом попадает в первую или верхнюю фракцию. Настоящее изобретение далее включает вариант необязательной сушки. В этом варианте для удаления из обедненного CO2 потока воды и/или добавляемых оксигенированных углеводородов можно использовать твердую или жидкую систему сушки. В системе сушки твердым веществом этилен и/или пропилен, выделенные в первой фракции, после обработки кислого газа и водной промывки вводят в контакт с твердым адсорбентом для дополнительного удаления воды и оксигенированного углеводорода до очень низких концентраций. Процесс адсорбции в предпочтительном варианте проводят в одном или нескольких неподвижных слоях, содержащих приемлемый твердый адсорбент. Адсорбция может быть использована для удаления воды и оксигенированных углеводородов в очень низких концентрациях, а также для удаления оксигенированных углеводородов, которые при применении других систем для обработки, как правило, не удаляются. В предпочтительном варианте адсорбентная система, применяемая как часть настоящего изобретения, включает несколько адсорбентных слоев. Наличие нескольких слоев предоставляет возможность для непрерывного разделения без необходимости останавливать процесс для регенерирования твердого адсорбента. В качестве примера в трехслойной системе, как правило, один слой находится в работе, один слой регенерируют вне технологической линии, а третий слой находится в состоянии готовности. Конкретно используемое в адсорбентных слоях адсорбентное твердое вещество или вещества зависит от типов удаляемых загрязняющих примесей. Примеры твердых адсорбентов для удаления воды и различных полярных органических соединений, таких как оксигенированные углеводороды и абсорбентные жидкости, включают оксиды алюминия, диоксид кремния, молекулярные сита 3 (0,3 нм), молекулярные сита 4 (0,4 нм) и алюмосиликаты. Для удаления воды, а также разнообразных оксигенированных углеводородов можно эффективно использовать слои, включающие смеси этих сит, или многочисленные слои, включающие разные адсорбентные твердые вещества. Один или несколько адсорбционных слоев могут быть размещены последовательно или параллельно. В одном примере последовательного размещения первый слой используют для удаления веществ с молекулами наименьшего размера и наибольшей полярности, которые удалять легче всего. Затем в этом ряду находятся последующие слои для удаления оксигенатов с молекулами большего размера и меньшей полярности. В качестве конкретного примера размещения одного типа вначале с использованием молекулярного сита 3 (0,3 нм) селективно удаляют воду. Далее за этим слоем следует один или несколько слоев, включающих один или несколько менее селективных адсорбентов, таких как молекулярное сито с более крупными порами, например 13 Х, и/или активный оксид алюминия с большой удельной площадью поверхности, такой как продукт Selexorb CD (товарный знак фирмы Alcoa). В другом варианте первый слой составляет молекулярное сито 3,6 (0,36 нм), способное к селективному удалению как воды, так и метанола. Далее за этим слоем может следовать один или несколько слоев из материала 13 Х или активного оксида алюминия, которые описаны выше. В зависимости от потребности адсорбентные слои можно использовать при комнатной температуре или при повышенной температуре и либо с восходящим, либо с нисходящим потоком. Процесс регенерирования адсорбентных материалов можно проводить по обычным методам, включающим обработку при повышенной температуре потоком сухого инертного газа, такого как азот. В системе сушки жидкостями для удаления воды из первой фракции используют поглотитель воды. Поглотителем воды может служить любая жидкость, эффективно удаляющая воду из потока олефинов. В предпочтительном варианте используют такой же поглотитель воды, как описанный выше. Предпочтительный олефин из адсорбционных слоев включает меньше примерно 100 мас.част./млн воды, более предпочтительно меньше примерно 10 мас.част./млн, а наиболее предпочтительно меньше 1 мас.част./млн. В предпочтительном варианте в потоке, отходящем из адсорбционных слоев, содержит- 15011731 ся меньше примерно 10 мас.част./млн оксигенированных углеводородов, более предпочтительно меньше примерно 5 мас.част./млн, а наиболее предпочтительно меньше примерно 1 мас.част./млн. После сушки обедненный CO2 поток направляют в разделительную систему для выделения различных компонентов, содержащихся в обедненном CO2 потоке, особенно этилена и пропилена. Такие разделительные системы хорошо известны и описаны, например, в находящихся на рассмотрении заявках US серийные 10/124859, поданной 18 апреля 2002 г.; 10/125138, поданной 18 апреля 2002 г.; 10/383204,поданной 6 марта 2003 г.; и 10/635410, поданной 6 марта 2003 г, которые в полном объеме включены в настоящее описание в качестве ссылок. На фиг. 2 проиллюстрирована реакционная система ОвО, которая включает установку удаленияCO2 в соответствии с настоящим изобретением. В соответствии с этим чертежом оксигенат, такой как метанол, направляют по линиям 200 в реактор 202 процесса ОвО с псевдоожиженным слоем, в котором оксигенат превращают в легкие олефины и различные побочные продукты, которые выходят из реактора 202 с псевдоожиженным слоем по линии 204 в олефинсодержащем потоке. Олефинсодержащий поток в линии 204 необязательно включает метан, этилен, этан, пропилен, пропан, различные оксигенатные побочные продукты, включающие CO2, олефины С 4+, воду и углеводородные компоненты. Олефинсодержащий поток в линии 204 направляют в установку резкого охлаждения или колонну 206 резкого охлаждения, в которой охлаждают олефинсодержащий поток в линии 204 и конденсируют воду и другие способные легко конденсироваться компоненты. Конденсированные компоненты, которые включают воду, отводят из колонны 206 резкого охлаждения по линии 208 для нижней фракции. Часть конденсированных компонентов по линии 210 возвращают назад в верхнюю часть колонны 206 резкого охлаждения. Компоненты в линии 210 в предпочтительном варианте охлаждают в охлаждающей установке, например в теплообменнике (не показан), создавая тем самым охлаждающую среду для охлаждения компонентов в колонне 206 резкого охлаждения. Олефинсодержащий пар выходит из колонны 206 резкого охлаждения посредством потока 212 верхней фракции. Олефинсодержащий пар сжимают в одном или нескольких компрессорах 214 и полученный сжатый олефинсодержащий поток необязательно направляют по линии 216 в водноабсорбционную установку 218. В предпочтительном варианте в качестве поглотителя воды используют метанол, который направляют в верхнюю часть водно-абсорбционной установки 218 по линии 220. Метанол и захватываемую воду, а также некоторые оксигенаты выделяют в виде потока нижней фракции по линии 222. Легкие олефины выделяют посредством отходящего потока 224 верхней фракции, который, в дополнение к легким олефинам, включает CO2. Отходящий поток 224 необязательно направляют в дополнительный компрессор или компрессоры (не показаны) и теплообменник (не показан). В конечном счете отходящий поток 224 направляют в установку 250 удаления CO2. Как более подробно обсуждалось выше со ссылкой на фиг. 1, установка 250 удаления CO2 по настоящему изобретению обладает двумя зонами удаления CO2. Как показано, первую удаляющую CO2 среду 251 вводят в первую зону удаления CO2, в которой первая удаляющая CO2 среда 251 входит в контакт с отходящим потоком 224 в условиях, эффективных для удаления из него первой части CO2 и получения первого обедненного CO2 потока, который направляют во вторую зону удаления CO2. Во второй зоне удаления CO2 первый обедненный CO2 поток входит в контакт со второй удаляющей CO2 средой 252 в условиях, эффективных для удаления из него второй части CO2 и получения второго обедненногоCO2 потока. В верхней секции установки 250 удаления CO2 второй обедненный CO2 поток в предпочтительном варианте входит в контакт с водой из потока 253 воды в условиях, эффективных для удаления из него захватываемых вторичных солей. В конечном счете промытый второй обедненный CO2 поток 254 выходит из установки 250 удаления CO2 и направляется в разделительную систему 226, которая необязательно включает одну или несколько разделительных установок, таких как дистилляционные колонны, абсорбционные установки и/или адсорбционные установки. Разделительная система 226 разделяет компоненты, содержащиеся в промытом втором обедненномCO2 потоке 254. Таким образом, разделительная система 226 образует поток 227 легких фракций, необязательно включающий метан, водород и/или моноксид углерода; этиленсодержащий поток 228, включающий главным образом этилен; этансодержащий поток 229, включающий главным образом этан; пропиленсодержащий поток 230, включающий главным образом пропилен; пропансодержащий поток 231,включающий главным образом пропан; и один или несколько потоков побочных продуктов, обозначенных линией 232, включающих один или несколько оксигенатных побочных продуктов, представленных выше, тяжелые олефины, тяжелые парафины и/или абсорбционные среды, используемые в процессе разделения. Способы разделения, которые можно применять для получения этих потоков, хорошо известны и описаны, например, в находящихся на рассмотрении заявках US серийные 10/124859, поданной 18 апреля 2002 г.; 10/125138, поданной 18 апреля 2002 г.; 10/383204, поданной 6 марта 2003 г.; и 10/635410,поданной 6 марта 2003 г., которые в полном объеме включены в настоящее описание в качестве ссылок. На фиг. 2 проиллюстрирована также система регенерации катализатора, которая сообщается с возможностью прохождения текучей среды с реактором 202 с псевдоожиженным слоем. Как показано, по меньшей мере часть каталитических композиций, находящихся в реакторе 202 с псевдоожиженным сло- 16011731 ем, отводят и транспортируют, предпочтительно в псевдоожиженном состоянии, по патрубку 233 из реактора 202 с псевдоожиженным слоем в отделитель 234 катализатора. В отделителе 234 катализатора каталитические композиции входят в контакт с отделяющей средой, например с водяным паром и/или азотом, в условиях, эффективных для удаления из каталитических композиций на основе молекулярных сит внедренных углеводородов. Как показано, отделяющую среду вводят в отделитель 234 катализатора по линии 235, и из отделителя 234 катализатора выпускают полученный выделенный поток 236. Весь или часть выделенного потока 236 необязательно направляют назад в реактор 202 с псевдоожиженным слоем. Во время контактирования оксигенатного исходного материала с каталитической композицией на основе молекулярного сита в реакторе 202 с псевдоожиженным слоем каталитическая композиция на основе молекулярного сита может стать, по меньшей мере, частично дезактивированной. Другими словами, каталитическая композиция на основе молекулярного сита становится, по меньшей мере, частично закоксованной. С целью повторно активировать каталитическую композицию на основе молекулярного сита в предпочтительном варианте эту каталитическую композицию направляют в регенератор 238 катализатора. Как показано, выделенную каталитическую композицию по патрубку 237 транспортируют,предпочтительно в псевдоожиженном состоянии, из отделителя 234 катализатора в регенератор 238 катализатора. В предпочтительном варианте выделенную каталитическую композицию транспортируют в псевдоожиженном состоянии по патрубку 237. В регенераторе 238 катализатора выделенная каталитическая композиция входит в контакт с регенерационной средой, предпочтительно включающей кислород, в условиях, эффективных (предпочтительно включающих нагревание закоксованного катализатора) для, по меньшей мере, частичного регенерирования содержащейся в нем каталитической композиции. Как показано, регенерационную среду вводят в регенератор 238 катализатора по линии 239, а полученные регенерированные каталитические композиции в конечном счете транспортируют, предпочтительно в псевдоожиженном состоянии, из регенератора 238 катализатора назад в реактор 202 с псевдоожиженным слоем по патрубку 241. Газообразные продукты сгорания выпускают из регенератора 238 катализатора посредством отходящего газового потока 240. В другом варианте, не показанном, регенерированную каталитическую композицию дополнительно или по другому варианту направляют, необязательно в псевдоожиженном состоянии, из регенератора 238 катализатора в один или несколько из реактора 202 с псевдоожиженным слоем и/или отделителя 234 катализатора. В одном варианте, не показанном, часть каталитической композиции, находящейся в реакционной системе, транспортируют непосредственно, например без прохождения вначале через отделитель 234 катализатора, необязательно в псевдоожиженном состоянии, из реактора 202 с псевдоожиженным слоем в регенератор 238 катализатора. Когда каталитические композиции входят в контакт с регенерационной средой в регенераторе 238 катализатора, вследствие экзотермической природы процесса регенерирования температура каталитической композиции может повышаться. В результате может возникнуть необходимость регулирования температуры каталитической композиции направлением по меньшей мере части каталитической композиции из регенератора 238 катализатора в охладитель 243 катализатора. Как показано, каталитическую композицию по патрубку 242 транспортируют в псевдоожиженном состоянии из регенератора 238 катализатора в охладитель 243 катализатора. Полученную охлажденную каталитическую композицию по патрубку 244 транспортируют, предпочтительно в псевдоожиженном состоянии, из охладителя 243 катализатора назад в регенератор 238 катализатора. В другом варианте, не показанном, охлажденную каталитическую композицию дополнительно или по другому варианту направляют, необязательно в псевдоожиженном состоянии, из охладителя 243 катализатора в один или несколько из реактора 202 с псевдоожиженным слоем и/или отделителя 234 катализатора. Г. Пример. Для того чтобы обеспечить лучшее понимание сущности настоящего изобретения, предлагается следующий неэкспериментальный пример. В этом примере специально сконструированную гипотетическую установку удаления H2S/CO2 (установку А) для удаления из отходящего потока, отводимого из системы крекинга с водяным паром, H2S и CO2 сопоставляют с установкой удаления CO2 (установкой Б) по настоящему изобретению, которая специально сконструирована для удаления CO2 из отходящего потока,отводимого из реакционной системы ОвО. Данные приведенных ниже табл. 1 и 2 показывают, что относительно высокая концентрация серосодержащих соединений в отходящем потоке, получаемом из процесса крекинга с водяным паром, требует проведения трехстадийного процесса удаления CO2, тогда как CO2 в отводимом из процесса ОвО отходящем потоке может быть эффективно удален в две стадии удаления CO2 даже несмотря на то, что получаемый из процесса ОвО отходящий поток включает примерно в три раза большее количество CO2,чем содержащееся в отходящем потоке, отводимом из системы крекинга с водяным паром.- 17011731 Таблица 1 Удаление H2S и CO2 из отходящий потока, отводимого из процесса крекинга с водяным паром,в трех зонах удаления H2S/CO2 В пересчете на сухую основу. Остальное приходится на свежую каустическую соду.- 18011731 Таблица 2 Удаление CO2 из отходящего потока, отводимого из процесса ОвО, в двух зонах удаления CO2 В пересчете на сухую основу. Остальное приходится на свежую каустическую соду. Как продемонстрировано в приведенных выше табл. 1 и 2, отходящий поток, отводимый из системы крекинга с водяным паром, включает существенно больше H2S, чем отходящий поток, отводимый из реакционной системы ОвО, и примерно в три раза меньше CO2, чем содержится в отходящем потоке, получаемом из процесса ОвО. Таким образом, систему каустической соды в системе крекинга с водяным паром,как правило, конструируют для удаления как H2S, так и CO2. Для достижения этой цели системы каустической соды при крекинге с водяным паром, как правило, включают колонны промывки каустической содой,обладающие по меньшей мере тремя зонами удаления H2S/CO2. Как отражено в табл. 1, нижнюю зону предназначают главным образом для удаления H2S из отходящего потока, отводимого из процесса крекинга с водяным паром, а также для удаления значительного количества CO2 из этого отходящего потока. Среднюю и верхнюю зоны удаления предназначают главным образом для удаления остаточного CO2. Однако было установлено, что хотя количество диоксида углерода в отходящем потоке, получаемом из процесса ОвО, значительно больше (примерно в 3 раза), чем количество CO2, который содержится в отходящем потоке, отводимом из процесса крекинга с водяным паром, удаление диоксида углерода из отходящего потока, получаемого из процесса ОвО, для удовлетворения технических требований к полимеризации, может быть осуществлено скорее в двух зонах удаления диоксида углерода, чем в трех. Однако для того, чтобы добиться адекватного удаления CO2 в двух зонах, необходимо, чтобы первая удаляющая CO2 среда включала больше свежей каустической соды (меньше отработанной каустической соды), чем содержится в удаляющей H2S/CO2 среде, которую, как правило, направляют в основание зоны удаления H2S/CO2 системы удаления H2S/CO2 при крекинге с водяным паром. Не ограничивая объема настоящего изобретения в каком-либо отношении, полагают, что это увеличенное количество свежей каустической соды необходимо для того, чтобы устранить сопротивление массопереносу между CO2 и водным раствором каустической соды. Удаление H2S не так ограничено, как массоперенос. Располагая теперь полным описанием изобретения, специалисты в данной области техники вполне осознают, что изобретение можно осуществлять в широком интервале параметров в объеме того, что заявлено формулой изобретения, не выходя при этом из сущности и объема изобретения.- 19011731 ФОРМУЛА ИЗОБРЕТЕНИЯ 1. Способ удаления CO2 из отходящего потока, который включает следующие стадии: а) контактирование отходящего потока из процесса превращения оксигената в олефин, в котором отходящий поток включает больше 100 об.част./млн CO2, с первой удаляющей CO2 средой в первой зоне удаления CO2 в условиях, эффективных для удаления первой части CO2 из отходящего потока и получения первого обедненного CO2 потока, содержащего от 0,5 до 200 об.част./млн CO2; и б) контактирование первого обедненного CO2 потока со второй удаляющей CO2 средой во второй зоне удаления CO2 в условиях, эффективных для удаления из первого обедненного CO2 потока второй части CO2 и образования второго обедненного CO2 потока, содержащего меньше 0,5 об.част./млн CO2. 2. Способ по п.1, в котором отходящий поток содержит больше 200 об.част./млн CO2, предпочтительно больше 300 об.част./млн CO2, более предпочтительно больше 400 об.част./млн CO2. 3. Способ по п.1 или 2, в котором первый обедненный CO2 поток содержит от 0,5 до 10 об.част./млнCO2, предпочтительно от 0,5 до 1,5 об.част./млн CO2. 4. Способ по одному из пп.1-3, в котором второй обедненный CO2 поток содержит меньше 0,4 об.част./млн CO2, предпочтительно меньше 0,32 об.част./млн CO2. 5. Способ по одному из пп.1-4, в котором первая удаляющая CO2 среда представляет собой раствор такого же типа, как вторая удаляющая CO2 среда. 6. Способ по одному из пп.1-5, в котором первая удаляющая CO2 среда содержит больше 60 мас.% свежей каустической соды в пересчете на сухую основу. 7. Способ по одному из пп.1-6, в котором первая удаляющая CO2 среда содержит меньше 40 мас.% отработанной каустической соды в пересчете на сухую основу. 8. Способ по одному из пп.1-7, в котором первая удаляющая CO2 среда обладает значением массового отношения свежей каустической соды к отработанной каустической соде в пересчете на сухую основу больше 1,5, предпочтительно больше 1,5 и меньше 4,5, более предпочтительно больше 2,3 и меньше 3,7, еще более предпочтительно больше 2,8 и меньше 3,2. 9. Способ по одному из пп.1-8, в котором вторая удаляющая CO2 среда содержит больше 1,0 мас.% отработанной каустической соды в пересчете на сухую основу. 10. Способ по п.9, в котором вторая удаляющая CO2 среда содержит больше 1,0 мас.% отработанной каустической соды в пересчете на сухую основу. 11. Способ по п.10, в котором вторая удаляющая CO2 среда обладает значением массового отношения свежей каустической соды к отработанной каустической соде в пересчете на сухую основу больше 5,0 и меньше 19,0, предпочтительно больше 8,5 и меньше 9,5. 12. Способ по одному из пп.1-11, в котором температура в первой и второй зонах удаления CO2 находится в интервале от 38 до 66 С, предпочтительно от 43 до 54 С. 13. Способ по одному из пп.1-12, в котором абсолютное давление в первой и второй зонах удаленияCO2 находится в интервале от 1034 до 2758 кПа, предпочтительно от 1724 до 2413 кПа. 14. Система удаления диоксида углерода из отходящего потока из процесса превращения оксигената в олефин, содержащего больше 100 об.част./млн CO2, содержащая установку удаления CO2, содержащую две зоны удаления CO2, в одной из которых удаляется основная часть CO2 с образованием потока,содержащего от 0,5 до 200 об.част./млн CO2, и в другой удаляется другая часть CO2 с образованием потока, содержащего меньше 0,5 об.част./млн CO2. 15. Система по п.14, в которой установка удаления CO2 сообщается с возможностью прохождения текучей среды с реактором превращения оксигената в олефин. 16. Система по п.15, в которой установка удаления CO2 принимает отходящий поток из водноабсорбционной колонны, водно-абсорбционная колонна принимает отходящий поток из установки резкого охлаждения, а установка резкого охлаждения принимает отходящий поток из реактора превращения оксигената в олефин. 17. Система по одному из пп.14-16, в которой установка удаления CO2 далее содержит зону промывки водой. 18. Система по одному из пп.14-17, в которой отходящий поток включает больше 200 об.част./млнCO2, предпочтительно больше 300 об.част./млн CO2, более предпочтительно больше 400 об.част./млнCO2. 19. Система по одному из пп.14-18, в которой конечный обедненный CO2 поток содержит меньше 0,4 об.част./млн CO2, предпочтительно меньше 0,32 об.част./млн CO2. 20. Установка удаления CO2, сообщающаяся с возможностью прохождения текучей среды с реакционной системой оксигената в олефины (ОвО), причем установка удаления CO2 содержит две зоны удаления CO2, а зоны удаления содержат множество тарелок, сита и/или насадку. 21. Установка удаления CO2 по п.20, которая содержит первую зону промывки каустической содой и вторую зону промывки каустической содой. 22. Установка удаления CO2 по п.20 или 21, дополнительно содержащая зону промывки водой.