Технологический расчёт десорбера аминовой очистки

Размещено на http://www.allbest.ru/

Российский государственный университет нефти и газа им. И.М. Губкина

Филиал в г. Оренбурге

Курсовая работа

по дисциплине "Процессы и аппараты химической технологии (нефтегазопереработки и нефтехимии)"

Тема: "Технологический расчёт десорбера аминовой очистки"

Оренбург 2013



Содержание

Введение

1. Описание технологической схемы

2. Состояние вопроса

3. Расчет десорбера для регенерации раствора моноэтаноламина

3.1 Состав сырья

3.2 Определения температуры и давления в аппарате

3.3Доля отгона и состав жидкой и паровой фаз сырья

3.4 Расчет разложения химических соединений в испарителе

3.5 Материальный баланс регенерации раствора МЭА

3.6 Тепловой баланс десорбера

3.7 Число теоретических и рабочих тарелок

3.8 Диаметр десорбера

3.9 Высота десорбера

Литература



Введение

Углеводородные нефтяные и природные газы могут содержать в качестве примесей нежелательные кислые компоненты -- диоксид углерода (СОз), сероводород (H2S), а так же сероорганические соединения -- серооксид углерода (COS), сероуглерод (CSj), меркаптаны (RSH), тиофены.

Диоксид углерода, сероводород и меркаптаны создают условия для коррозии металлов, отравляют катализаторы, снижая эффективность каталитических процессов, в которых используются углеводородные газы.

Сероводород, меркаптаны, серооксид углерода -- высокотоксичные вещества. Диоксид углерода, присутствующий в газообразном топливе, уменьшает теплоты сгорания топлива.

Однако кислые компоненты, извлеченные при очистке углеводородных газов, могут использоваться в качестве сырья при производстве, например, серы и серной кислоты.

Для очистки нефтяных и природных газов от сероводорода, диоксида углерода и других серо- и кислородсодержащих соединений применяют абсорбционные процессы, которые в зависимости от взаимодействия этих соединений с растворителями (абсорбентами) подразделяются на «частные» процессы физической и химической абсорбции.

Выбор способа очистки сводится к выбору растворителя, поскольку от его специфических свойств зависит технологическая схема и технико-экономические показатели процесса.

При физической абсорбции очистка газов от нежелательных соединений происходит в результате контакта газов с жидкими растворителями неорганическими (вода) или органическими (пропиленкарбонат, диметиловый эфир полнэтнлеигликоля, N-метилпирролидон и др.), а также поглощения нежелательных компонентов названными растворителями.

Основные недостатки процессов физической абсорбции состоят в следующем: применяемые растворители относительно хорошо поглощают углеводороды; тонкая очистка газов обеспечивается после дополнительной доочистки алканоламиновыми растворителями.

При химической абсорбции очистка газов от нежелательных соединений происходит в результате контакта газов с растворителями, представляющими собой водные растворы алканоламинов: моноэтаноламина (МЭА), диэтанол- лмина (ДЭА), диизопропаноламин (ДИПА), дигликольамина (ДГА) и др. При контакте нежелательных компонентов с названными растворителями-реагентами происходят химические реакции.

десорбер очистка аминовый технологический



1. Описание технологической схемы I очереди ГПЗ

Блок сепарации газа, очистки от H₂S и СO₂ и осушки У70

Блок очистки газа состоит из трех самостоятельных, идентичных установок, предназначенных для очистки сырьевого газа ОГКМ и КГКМ. Каждая из трех установок состоит из двух идентичных полулиний.

Сырьевой газ с промысла, с давлением 58-60 атм поступает в сепаратор 10В01, где отбиваются жидкие у/в и механические примеси. Конденсат сепарации направляется на установку стабилизации конденсата У30. Отсепарированный газ через теплообменник 10ЕО3 подается в нижнюю часть абсорбера 20С01. Очистка производится 30% водным раствором МЭА. Процесс абсорбции основан на химическом поглощении H₂S и CO₂ химически активной частью поглотительного раствора.

Основные реакции:

2RNH₂+CO₂+H₂O=(RNH₃)₂CO₃

(RNH₃)₂CO₃+CO₂+H₂O=2RNH₃HCO₃

2RNH₂+H₂S=(RNH₃)₂S

(RNH₃)₂S+H₂S=2RNH₃HS

где R-OHCH₂CH₂-

Поглощение кислых компонентов происходит при Т=50-56^оС и Р=60 атм. Аминовый абсорбент подается двумя потоками в верхнюю часть абсорбера 20С01, стекает вниз по тарелкам и в противоточном контакте с поступающим с нижней части абсорбера газом происходит абсорбция кислых компонентов (H₂S, CO₂) из газа.

Насыщенный абсорбент снизу абсорбера направляется в емкость расширения 20В03, где сбрасывается давление. При этом растворенные в абсорбенте у/в выветриваются из него. Газ расширения аминового абсорбента с верха 20ВO3 направляется на У30 на очистку от H₂S, а дегазированный абсорбент дается в верхнюю часть регенератора (десорбера) 20СО3. Регенерация происходит при Т=110-130 ⁰С. Аминовый абсорбент стекает вниз по тарелкам и из него отпариваются кислые компоненты. Регенерированный абсорбент выходит с куба колонны, охлаждается в рекуперационном теплообменнике 20Е01 и направляется в емкость хранения 20Т01.

Кислый газ и водяной пар, выходящие с верха десорбера 20С03, охлаждаются в аэрохолодильнике 20А01, затем в теплообменнике 20Е05 и проходят через емкость орошения 20В05, откуда сконденсировавшаяся вода возвращается в десорбер в виде флегмы орошения, а кислый газ (около 70% H₂S, 20% CO₂, небольшое количество воды, метанола, у/в) направляются на установки получения серы 2,3 У50.

С целью очистки циркулирующего раствора абсорбента от мех.примесей, способных вызвать вспенивание, предусмотрен блок фильтрации амина 20FL01. Предусмотрена также подача антивспенивателя. По мере необходимости производится подпитка свежим раствором абсорбента.

Очищенный от H₂S и CO₂ газ из верхней части абсорбера выводится на осушку. После охлаждения в т/о 40Е01 газ поступает в сепаратор 40В01, где от него отделяется увлеченный абсорбент. Абсорбент по мере накопления выводится из 40В01 в емкости расширения 20В03. Газ из 40В01 через 40Е01, где предварительно захолаживается, подается в пропановый испаритель 40Е03. Для предотвращения гидратообразования перед 40Е01 и 40Е03 в поток газа вспрыскивается 80% раствор МЭГ. Из 40Е03 поток подается в сепаратор 40В03, где происходит разделение газовой и жидкой фаз. Осушенный газ из сепаратора 40В03 проходит рекуперационный т/о 40 Е01,где отдает свой холод и направляется на У140 в газопровод товарного газа «Ново-Псков».

Жидкая фаза, состоящая из МЭГ, воды и у/в, сконденсировавшихся из газа при низких температурах, направляется в емкость расширения 40В05 (трехфазный разделитель), в которой происходит разделение потока на три фазы:

-газовая фаза выводится в топливную сеть завода;

-углеводороды (конденсат осушки), выводится в блок стабилизации конденсата У09

-богатый (насыщенный) МЭГ направляется на регенерацию.

Насыщенный МЭГ из 40В05 поступает в 40В06, где дегазируется от остатков легких углеводородов. МЭГ с иза 40В06 через фильтр 40 FL01, т/о 40Е08 поступает в колонну регенерации 40С01. Куб колонны подогревается. Пары воды поднимаются по колонне, выводятся сверху, конденсируются в водяном холодильнике 40F09, и направляются в емкость орошения 40В07. Сконденсировавшаяся вода насосом 40Р03 подается на орошение колонны. Регенерированный МЭГ с куба колонны через т/о 40Е08, где отдает свое тепло богатому МЭГ, подается опять на впрыскивание в газовый паток перед захолаживанием. Регенерацию раствора МЭГ основана на разности температур кипения воды и гликоля.



2. Состояние вопроса

Абсорбция -- процесс избирательного поглощения компонентов газовой смеси жидким поглотителем (абсорбентом). Процесс аб-

сорбции происходит в том случае, когда парциальное давление извлекаемого компонента в газовой смеси выше, чем в жидком абсорбенте, вступающем в контакт с этим газом, т.е. для протекания абсорбции необходимо, чтобы газ и абсорбент не находились в состоянии равновесия. Различие в парциальном давлении извлекаемого компонента в газе и жидкости является той движущей силой, под действием которой происходит поглощениебольше эта движущая сила, тем интенсивнее переходит этот компонент из газовой фазы в жидкую. По своей природе различают два вида абсорбции: физическую, при которой извлечение компонентов из газа происходит благодаря их растворимости в абсорбентах и химическую (хемосорбцию), основанную на химическом взаимодействии извлекаемых компонентов с активной частью абсорбента. Скорость физической абсорбции определяется диффузионным процессами, скорость хемосорбции зависит от скорости диффузии и химической реакции.

Поглощение компонентов газовой смеси при абсорбции сопровождается выделением тепла, величина которого пропорциональна массе и теплоте растворения qA поглощенных компонентов.

Процесс абсорбции обратимый, поэтому он используется не только

для получения растворов газов в жидкостях, но и для разделения газовых смесей. При этом после поглощения одного или нескольких компонентов газа из газовой смеси необходимо произвести выделение из абсорбента поглощенных компонентов т.е. десорбцию.

При выборе абсорбента учитывают состав разделяемого газа, давление и температуру процесса, производительность установки. Выбор абсорбента определяется также его селективностью, поглотительной способностью, коррозионной активностью, стоимостью, токсичностью и другими факторами.

В нефтяной и газовой промышленности процесс абсорбции применяется для разделения, осушки и очистки углеводородных газов. Из природных и попутных нефтяных газов путем абсорбции извлекают этан, пропан, бутан и компоненты бензина; абсорбцию применяют для очистки природных газов от кислых компонентов -- сероводорода, используемого для производства серы, диоксида углерода, серооксида углерода, сероуглерода, тиолов (меркаптанов) и т.п.; с помощью абсорбции также разделяют газы пиролиза и каталитического крекинга и осуществляют санитарную очистку газов от вредных примесей.

В качестве абсорбентов при разделении углеводородных газов используют бензиновые или керосиновые фракции, а в последние годы и газовый конденсат, при осушке -- диэтиленгликоль (ДЭГ) и триэтиленгликоль(ТЭГ). Для абсорбционной очистки газов от кислых компонентов применяют б/-метил-2-пирролидон, гликоли, пропиленкарбонат, трибутилфосфат, метанол; в качестве химического поглотителя используются моно- и диэтаноламины.

В отличие от ректификации процесс абсорбции протекает в основном однонаправленно, т.е. абсорбент можно считать практически нелетучим. В случае абсорбции многокомпонентной газовой смеси на некоторой ее стадии отдельные компоненты могут вытесняться другими поглощаемым компонентами. В результате наряду с процессом абсорбции будет протекать процесс частичной десорбции некоторых компонентов, что приведет к распределению компонентов между газовой и жидкой фазами, обусловленному обоими указанными процессами.

Процессы десорбции используются в химической, нефтехимической и пищевой промышленностях для удаления растворенных в жидкости газов путем нагрева жидкостей, как правило, конденсирующимся паром, так как растворимость газов в жидкостях существенно снижается при повышении их температур.Процессы десорбции применяются для регенерации абсорбционных растворов, поглощающих, например, СО, СО2, N2 и др. газы.

Процесс термической десорбции кислорода из воды является одним из главных в водоподготовке крупных котельных и ТЭЦ, так как наличие кислорода в воде существенно повышает ее коррозийную активность, приводящую к быстрому износу оборудования.

Десорбция газов из воды и абсорбционных растворов реализуется в настоящее время в аппаратах малой интенсивности, имеющих, естественно, большие габариты. В этой связи создание аппаратов интенсивного действия позволит существенно уменьшить габариты аппаратов и, соответственно, их стоимость, а также обеспечить заданную степень деаэрации воды.

Например, необходимо отметить, что процесс термической десорбции кислорода из воды паром является сложным процессом, зависящим от многих факторов. Во-первых, с целью повышения экономичности процесса, расход пара должен быть таким, чтобы нагреть воду до достаточно высоких температур (более 950 oС), а также быть достаточным, чтобы иметь развитую поверхность контакта между фазами и, в то же время, остаточное "вентиляционное" содержание пара должно быть небольшим, но достаточным для вывода из аппарата десорбированных газов. Остаточное несконденсированное содержание пара необходимо для того, чтобы не осуществлялась обратная сорбция О2 и дополнительное насыщение входящей воды кислородом при противоточном принципе работы десорбера.

Применение вихревых пакетных насадок для процесса десорбции кислорода из воды показало, что остаточное содержание кислорода составляет 2-3 кг/1000 кг воды в сравнении с 5-8 кг/1000 кг воды в существующих в настоящее время струйно-барботажных десорберах.

Другим достоинством пакетных вихревых насадок является уменьшение габаритов аппарата, по сравнению с имеющимся, в 6-8 раз при той же эффективности десорбции кислорода.



3. Расчет десорбера для регенерации раствора моноэтаноламина

Рассчитать отгонную колонну (десорбер) для регенерации насыщенного кислыми компонентами (сероводород и диоксид углерода) водного раствора моноэтаноламина (МЭА). Состав раствора приведен в таблице 1. Температура насыщенного раствора моноэтаноламина при его вводе в аппарат ⁰C. Количество серосодержащих компонентов в регенерированном растворе не должно превышать 0,005 кмоль на моль МЭА, а углекислых компонентов 0,0005 кмоль на кмоль МЭА.

Насыщенный кислыми компонентами водный раствор МЭА регенерируется при нагревании. Схема материальный потоков показана на рисунке 1.

Сырьем десорбера 1 является водный раствор МЭА, нагреваемый в теплообменники 6 до температуры t и подаваемый в верхнюю часть тарельчатого аппарата в количестве .

При нагревании насыщенного кислыми компонентами раствора МЭА давление паров этих компонентов быстро растет. Химические соединения, образовавшиеся при химической абсорбции, разлагаются с выделением кислых компонентов. Процесс разложения химических соединений описывается следующими стехиометрическими уравнениями:

2RNH₃HCO₃ (RNH₃)₂CO₃ + CO₂ + H₂O (1)

(RNH₃)₂CO₃ 2RNH₂ + CO₂ + H₂O (2)

2RNH₃HS (RNH₃)₂S + H₂S (3)

(RNH₃)₂S 2RNH₂ + H₂S (4)

где R - группа OHCH₂CH₂ -

Насыщенный раствор МЭА при вводе в аппарат однократно испаряется. Образовавшаяся при однократном испарении жидкая фаза раствора МЭА из нижней части десорбера поступает в межтрубное пространство испарителя 2, где нагревается и вновь частично испаряется за счет тепла конденсации водяного пара. Нагретый и регенерированный раствор выводится из нижней части десорбера.

Поток кислых газов, водяного пара и жидкий остаток из испарителя 2 возвращается в десорбер 1.

Кислые газы и водяной пар в количестве выводятся из верхней части десорбера, охлаждаются в конденсаторе-холодильнике 4 и поступает в емкость орошения 3. Вода из емкости орошения насосом 5 возвращается в верхнюю часть десорбера в качестве орошения. Кислые газы выводятся из системы.

Таблица 1 Расчет состава насыщенного абсорбента

№	Компонент	Мольная масса,	Количество	Содержание
1	H2O	18	123086	6838,083	0,82057	0,932029	16,78
2	RNH2	61,1	21000	343,699	0,14000	0,046846	2,86
3	H2S	34	3750	110,294	0,025	0,015033	0,51
4	CO2	44	1500	34,091	0,01	0,004647	0,20
5	(RNH3)2CO3	184,2	45	0,244	0,0003	0,000033	0,01
6	RNH3HCO3	123,1	4,5	0,037	0,00003	0,000005	0,00
7	(RNH3)2S	156,2	450	2,881	0,003	0,000393	0,06
8	RNH3HS	95,1	30	0,315	0,0002	0,000043	0,00
9	CH4	16	90	5,625	0,0006	0,000767	0,01
10	C2H6	30	45	1,500	0,0003	0,000204	0,01
	У		150000	7336,77	1,0000	1,0000	20,44

3.1 Состав сырья

Для расчета регенерации поглотителя в десорбере необходимо знать химический состав насыщенного абсорбента при температуре ⁰C и давлении в теплообменники 6 (рисунок 1). Принимаем давление в трубном пространстве теплообменника равным

Водный раствор МЭА содержит и в растворенном и химически связанном состояниях (таблица 1).

Найдем количества кислых компонентов, которые образуются при разложении химических соединений по реакциям (1) - (5).

Рассмотрим реакцию (1):

Реакция

2RNH₃HCO₃ (RNH₃)₂CO₃ + CO₂ + H₂O

Рассчитаем изменение изобарного потенциала для реакции (1) по формуле:

изменение энтальпии образования, кДж/моль найдем по следующей формуле:

изменение энтропии реакции, кДж/(моль*К) найдем следующем образом:

Константа химического равновесия связана с изменением стандартного изобарного потенциала:

откуда

Аналогичным способом получены числовые значения констант химического равновесия для реакций (2)-(4):

;

;

.

Тогда в соответствии с уравнениями для констант химического равновесия запишем:

Методом подбора определяем ,

Методом подбора определяем ,

Методом подбора определяем ,

Методом подбора определяем

Для разложения (кмоль/час) вещества, записанного в левой части стехиометрического уравнения (1) имеем:

Необходимо знать исходное количество сырья для этой реакции (таблица 1). Оно равно

По реакции 1 имеем следующее разложение:

По реакции (1) получено:

После реакции (1) в насыщенном абсорбенте остается непрореагировавшим сырье в количестве:



Для разложения вещества, записанного в левой части стехиометрического уравнения (2) имеем:

Имеем исходное количество сырья для этой реакции (таблица 1).

По реакции 2 имеем следующее разложение:

По реакции (2) получено:

В насыщенном абсорбенте остается непрореагировавшим сырье в количестве:

Для разложения вещества, записанного в левой части стехиометрического уравнения (3) имеем:

Имеем исходное количество сырья для этой реакции (таблица 1).

По реакции 3 имеем следующее разложение:

По реакции (3) получено:

Количество непрореагировавшего сырья:

Для разложения вещества, записанного в левой части стехиометрического уравнения (4) имеем:

Имеем исходное количество сырья для этой реакции (таблица 1).



По реакции (4) разлагается:

По реакции (4) получено:

Количество непрореагировавшего сырья:

В результате нагревания в теплообменнике состав сырья десорбера, найденный при расчете абсорбера (таблица 1), измениться. При вводе сырья в десорбер имеем:

Расчет состава насыщенного абсорбента при его вводе в десорбер дан в таблице 2.

Средняя мольная масса сырья десорбера из таблицы 2 равна:

Таблица 2 Расчет состава насыщенного абсорбента

№	Компонент	Мольная масса,	Количество	Содержание
1	H2O	18	123088	6838,227	0,8206	0,9316	16,77
2	RNH2	61,1	21197	346,919	0,1413	0,0473	2,89
3	H2S	34	3804	111,878	0,0254	0,0152	0,52
4	CO2	44	1506	34,235	0,0100	0,0047	0,21
5	(RNH3)2CO3	184,2	23	0,125	0,0002	0,0000	0,00
6	RNH3HCO3	123,1	1	0,012	0,0000	0,0000	0,00
7	(RNH3)2S	156,2	235	1,507	0,0016	0,0002	0,03
8	RNH3HS	95,1	10	0,106	0,0001	0,0000	0,00
9	CH4	16	90	5,625	0,0006	0,0008	0,01
10	C2H6	30	45	1,500	0,0003	0,0002	0,01
	У		150000	7340,13	1,0000	1,0000	20,4

3.2 Температура и давление в аппарате

Температура в верхней части десорбера должна быть такой, чтобы унос раствора МЭА из аппарата был минимальным. Этому условию соответствует температура:

,

где разность температур кипения раствора МЭА и температуры в верхней части аппарата, ⁰С.

Величина выбирается так, чтобы соблюдалось неравенство температур:

Температура кипения насыщенного раствора при с = 0,004 кмоль МЭА определяется из графика зависимости температуры кипения 15%-ного раствора МЭА от содержания в растворе при давлении в верхней части колонны и равна ⁰С.

Приняв ⁰С, получим:

⁰С.

Указанное выше неравенство температур выполняется:

90 ⁰С < 111 ⁰С < 119 ⁰С

Для обеспечения движущей силы процесса регенерации раствора МЭА необходимо создать разность температур между нижней и верхней части десорбера. При проектировании установок аминной очистки газов от кислых компонентов числовое значение принимаем равным ⁰С.

Принятие больших числовых значений приведет к увеличению тепловой нагрузки испарителя 2, обеспечивающего теплом нижнюю часть десорбера. Одновременно увеличится тепловая нагрузка конденсатора-холодильника, обеспечивающего поддержание температуры ⁰С. С учетом названных обстоятельств, примем ⁰С. Тогда температура в нижней части аппарата равна:

⁰С.

С учетом термической стойкости раствора МЭА и для предотвращения коррозии оборудования давления в аппарате должно быть не выше Принимаем давление по высоте аппарата одинаковым и равным . Это не окажет существенного влияния на результаты дальнейших расчетов, т.к перепад давления в десорбере зависит от числа и типа тарелок.

3.3 Доля отгона и состав жидкой и паровой фаз сырья

При нагревании насыщенного водного раствора МЭА химические соединения, образовавшиеся вследствие поглощения кислых компонентов в абсорбере, разлагаются с выделение и . При подаче сырья в десорбер (⁰С и) происходит однократное испарение с образованием жидкой и паровой фаз.

Мольная доля отгона исходного сырья и состава фаз при температуре ⁰С, рассчитываются аналитическим методом Трегубова путем подбора такого значения , при котором удовлетворятся равенства:

где число компонентов в исходном сырье; , содержание ого компонента в жидкой и паровой фазах, образовавшихся при однократном испарении сырья, мольные доли; - давление в аппарате; содержание ого компонента в сырье, мольные доли; давление насыщенного пара ого компонента, Па.

Давление насыщенных паров компонентов при температуре ⁰С определены по определенным источником. Ввиду отсутствия надежных данных, давление насыщенных паров химических соединений кислых компонентов приняты равными 0.

Значение мольной доли отгона, которое удовлетворяет выше приведенные равенства, определено методом постепенного приближения и равно . Результаты расчетов составов жидкой и паровой фаз сырья, образовавшихся при однократном испарении, даны в таблице 3.

Зависимость между массовой и мольной долями отгона имеет вид:

где массовая доля отгона; мольная (средняя) масса паровой фазы, образовавшейся при однократном испарении.

Расчет средних мольных масс жидкой и паровой фаз, образовавшихся при однократном испарении сырья дан в таблице 4, где значения и приведены точно к единице, путем распределения по компонентам невязок +0,000007 и -0,0000406.

Массовая доля отгона равна:

Количество паровой и жидкой фаз, образовавшихся при однократном испарении сырья:



Таблица 3 Расчет мольной доли отгона сырья при подаче его в десорбер ⁰С,

№	Компонент	Состав сырья,	i, Па	, Па	, Па	мол.	масс.
1	H2O	0,93162	111795	70118	118265	0,94529	0,55235
2	RNH2	0,04726	5672	6268	116043	0,04887	0,00255
3	H2S	0,01524	1829	7530232	377802	0,00484	0,30380
4	CO2	0,00466	560	27865174	1085255	0,00052	0,11976
5	(RNH3)2CO3	0,00001	2	0	115825	0,00002	0
6	RNH3HCO3	0,00000	0	0	115825	0,00000	0
7	(RNH3)2S	0,00020	25	0	115825	0,00021	0
8	RNH3HS	0,00001	2	0	115825	0,00001	0
9	CH4	0,00076	92	14233158	610997	0,00015	0,01785
10	C2H6	0,00020	25	5658158	312673	0,00008	0,00370
	У	1,0000				1,0000	1,0000

Таблица 4. Расчет средних мольных масс потоков

№	Компонент	Мольная масса,
1	H2O	18	0,55239	0,94529	9,94	17,0152
2	RNH2	61,1	0,00259	0,04887	0,16	2,9862
3	H2S	34	0,30384	0,00484	10,33	0,1646
4	CO2	44	0,11980	0,00051	5,27	0,0226
5	(RNH3)2CO3	184,2	0	0,00002	0,01	0,0031
6	RNH3HCO3	123,1	0	0,00000	0,00	0,0001
7	(RNH3)2S	156,2	0	0,00021	0,01	0,0331
8	RNH3HS	95,1	0	0,00001	0,00	0,0013
9	CH4	16	0,01789	0,00015	0,29	0,0024
10	C2H6	30	0,00374	0,00008	0,11	0,0023
	У		1,0000	1,0000	26,12	20,23

3.4 Расчет разложения химических соединений в испарителе

В результате однократного испарения сырья в жидком потоке содержание кислых компонентов уменьшилось (таблица 5). Однако в абсорбере еще много кислых компонентов в растворенном и химически связанном состоянии. Для дальнейшего разложения химических соединений кислых компонентов с абсорбентом его необходимо нагреть до температуры ⁰С, что обеспечивается подогреванием абсорбента в испарителе. Для расчета разложения химических соединений в испарителе необходимо принять величину давления в межтрубном пространстве. Принимаем величину давления в испарителе

Расчеты химических разложений в испарителе ⁰С, подобны расчетам разложений химических соединений в теплообменнике ⁰С, и поэтому их подробности опущены.

Результаты представлены в таблице 5. Сравнение составов абсорбента после однократного испарения (таблица 5) и нагретого до температуры ⁰С (таблица 6) показывают незначительное его изменение.

Таблица 5 Расчет состава жидкой и паровой фаз сырья

Компонент			, кг/ч	, кг/ч	кмоль/ч	кмоль/ч
H2O	0,841052	0,380608	120547	2539	6697,0534	141,0602
RNH2	0,147605	0,006066	21156	40	346,2537	0,6623
H2S	0,008134	0,395438	1166	2638	34,2913	77,5889
CO2	0,001119	0,201768	160	1346	3,6466	30,5914
(RNH3)2CO3	0,000152	0,000286	22	2	0,1183	0,0104
RNH3HCO3	0,000004	0,000191	1	1	0,0045	0,0104
(RNH3)2S	0,001635	0,000243	234	2	1,5001	0,0104
RNH3HS	0,000065	0,000148	9	1	0,0987	0,0104
CH4	0,000118	0,010958	17	73	1,0592	4,5690
C2H6	0,000115	0,004293	16	29	0,5486	0,9547
У	1,00000	1,0000	143329	6671	7084,6	255,5

Объясняется это незначительным содержанием химических соединений в подогреваемом сырье и недостаточным его нагревом. Известно, что при температуре выше 125 ⁰С моноэтаноламин разлагается. Поэтому регенерацию водного раствора МЭА при температуре выше 125 ⁰С не проводят. Подогрев абсорбента до температуры 125 ⁰С, как показывают расчеты, которые здесь опущены, не меняет заметно содержания (RNH₃)₂CO₃, RNH₃HCO₃, (RNH₃)₂S, RNH₃HS в абсорбенте. Поэтому в последующих расчетах процесса регенерации используют состав абсорбента, приведенный в таблице 6.

Таблица 6 Расчет состава абсорбента при температуре⁰С

№	Компонент	Мольная масса,	Количество	Содержание
1	H2O	18	120546	6697,03	0,84105	0,94520	17,01
2	RNH2	61,1	21177	346,59	0,14775	0,04892	2,99
3	H2S	34	1190	35,01	0,00831	0,00494	0,17
4	CO2	44	162	3,67	0,00113	0,00052	0,02
5	(RNH3)2CO3	184,2	26	0,14	0,00018	0,00002	0,00
6	RNH3HCO3	123,1	0	0,00	0,00000	0,00000	0,00
7	(RNH3)2S	156,2	189	1,21	0,00132	0,00017	0,03
8	RNH3HS	95,1	6	0,06	0,00004	0,00001	0,00
9	CH4	16	17	1,06	0,00012	0,00015	0,00
10	C2H6	30	16	0,55	0,00011	0,00008	0,00
	У		143329	7085,3	1,0000	1,0000	20,2

3.5 Материальный баланс регенерации раствора МЭА

Для составления материального баланса процесса регенерации раствора МЭА необходимо знать количество десорбированных кислых газов и регенерированного водного раствора МЭА.

Принимаем, что химические соединения (RNH₃)₂CO₃, RNH₃HCO₃, (RNH₃)₂S, RNH₃HS, не разложившиеся после нагревания абсорбента да температуры⁰С, остаются в регенерированном растворе в расчете на один кмоль МЭА (таблица 6).

Суммарное количество неразложившихся углекислых химических соединений в регенерированном абсорбенте:

В соответствии с заданием содержание углекислых компонентов в регенерированном растворе не должно превышать 0,0005 кмоль на кмоль МЭА. При этом остаточное количество диоксида углерода в регенерированном абсорбенте (таблица 6) составит:

Количество десорбированного углерода равно:

Количество серосодержащих химических соединений в регенерированном растворе в расчете на один кмоль МЭА составит:

Суммарное количество неразложившихся серосодержащих химических соединений в регенерированном абсорбенте:

Количество серосодержащих компонентов в регенерированном растворе не должно превышать 0,005 кмоль на кмоль МЭА. При этом остаточное количество сероводорода в регенерированном абсорбенте составит:

Количество десорбированного сероводорода равно:

Количество испарившейся воды при концентрировании раствора моноэтаноламина найдем по формуле:

где в числителе представлена разность содержания МЭА в жидкости, массовые доли.

Количество воды в регенерированном растворе составляет:

Количество десорбированной парогазовой смеси равно:

Количество парогазовой смеси, выводимой из аппарата, рассчитывается по формуле:

где Ф - флегмовое число.

В промышленных условиях числовое значение флегмового числа находятся в пределах от 0,4 до 8.

Приняв Ф = 2, получим:

Количество орошения равно:

где количество десорбированной парогазовой смеси без паров моноэтаноламина, кг/ч.

Моноэтаноламин в количестве 40 кг/ч будет возвращен в десорбер вместе с орошением, поэтому:

Тогда следует:

Количество раствора, выводимого из аппарата равно:

Количество десорбированной в испарителе смеси, вводимой в десорбер составляет:

Количество регенерированного раствора равно:

Расчет состава регенерированного абсорбера дан в таблице 7.

Материальный баланс регенерации раствора МЭА представлен в таблице 8.

Таблица 7. Расчет состава регенерированного абсорбера

№	Компонент	Мольная масса,	Количество	Содержание
1	H2O	18	118396	6577,56	0,84639	0,94937	17,09
2	RNH2	61,1	21217	347,25	0,15167	0,05012	3,06
3	H2S	34	16	0,46	0,00011	0,00007	0,00
4	CO2	44	1	0,03	0,00001	0,00000	0,00
5	(RNH3)2CO3	184,2	26	0,14	0,00018	0,00002	0,00
6	RNH3HCO3	123,1	0,3	0,00	0,00000	0,00000	0,00
7	(RNH3)2S	156,2	189	1,21	0,00135	0,00017	0,03
8	RNH3HS	95,1	6	0,06	0,00004	0,00001	0,00
9	CH4	16	17	1,06	0,00012	0,00015	0,00
10	C2H6	30	16	0,55	0,00012	0,00008	0,00
	У		139884	6928,3	1,0000	1,0000	20,19

Таблица 8 Материальный баланс регенерации раствора МЭА

Поток, поступающий в десорбер	Количество, кг/ч	Поток, выводимый из десорбера	Количество, кг/ч
Насыщенный раствор	150000	Парогазовая смесь,	20312,95
Орошение ,	10196,9	Раствор из десорбера в испаритель,	143369,34
Десорбированная смесь из испарителя,	3485,3
У	163682,3		163682,3

3.6 Тепловой баланс десорбера

Количество тепла , которое подводится в десорбер для отгона сероводорода и двуокиси углерода из насыщенного раствора МЭА, определяется из уравнения теплового баланса десорбера:

Левая часть уравнения соответствует приходу тепла (в кВт): с насыщенным раствором МЭА; с жидким орошением; с десорбированной смесью из испарителя, на десорбцию кислых компонентов и образование парового орошения.

Правая часть уравнения отвечает расходу тепла (в кВт): в парогазовой смеси, с раствором, направляемый в десорбер; тепловые потери, составляющие 1% общего расхода тепла.

Тепло потока сообщается суммарным материальным потоком

.

Энтальпия насыщенного раствора МЭА при температуре ⁰С равна:

где ⁰С) теплоемкость раствора.

Энтальпия водяного орошения при температуре⁰С равна:

где ⁰С) теплоемкость воды.

Энтальпию парогазовой смеси без ущерба для точности расчетов можно принять равной энтальпии водяного пара. При необходимости производят расчет энтальпии парогазовой смеси.

Энтальпия водяного пара при температуре верха колонны ⁰С равна

Ввиду низкого давления в аппарате энтальпию сероводорода и диоксида углерода следует рассчитать по формуле:

где коэффициенты, числовые значения которых для и берутся из работы.

Расчет состава и энтальпии десорбированной в испарителе парогазовой смеси дан в таблице 9.



Таблица 9. Состав и энтальпия парогазовой смеси из испарителя

Компонент	Количество	Содержание масс. доли	Энтальпия 0
H2S	1174,7	0,337032	391,3	131,88
CO2	160,3	0,045984	310,1	14,26
H2O	2150,4	0,616984	2750	1696,71
	3485,3			1842,85

Ввиду незначительного содержания кислых компонентов энтальпия раствора МЭА, направленного из десорбера в испаритель, равна:

где ⁰С) теплоемкость раствора; ⁰С принятая температура, при которой раствор выводится из десорбера.

Расчет теплового баланса представлен в таблице 10, при этом количество теплопотерь составляет величину равную:

Количество водяного пара в нижней части десорбера рассчитывается по уравнению:



удельные теплоты десорбции сероводорода, диоксида углерода и испарения воды, кДж/кг.

Таблица 10 Тепловой баланс десорбера

Обозначение потока	Количество, кг/ч	Температура, 0С	Энтальпия, кДж/кг	Обозначение теплового потока	Количество тепла, кВт
Приход
	150000,0	90	372,6		15525
	10196,9	30	125,6		356
	3485,3	121	1842,8		1784
					12929
У	163682,3				30594
Расход
	20313,0	111	2700,0		15235
	143369,3	90	378,0		15054
Потери тепла					306
У	163682,3				30594

3.7 Число теоретических и рабочих тарелок

Извлечение и из водных растворов моноэтаноламина является одним из трудных процессов десорбции, вследствие относительной стойкости соединений, образуемых моноэтаноламином. Расчет разложения химических соединений при температуре ⁰С и сравнение состава абсорбента до разложения и после него подтверждает это обстоятельство. Основная масса кислых компонентов выделяется из раствора при однократном испарении. По этой причине необходимое число теоретических тарелок предпочитают устанавливать, исходя из опытных данных; оно составляет 2 - 4 тарелки.

Число рабочих тарелок равно:

где число теоретических тарелок; к.п.д. тарелки.

С учетом повышенных требований к чистоте абсорбента принимаем .

Материальный баланс десорбции показывает, что аппарат имеет высокую нагрузку по жидкости, наряду с высокой нагрузкой по парогазовой смеси. Поэтому принимаем решение установить в аппарате тарелки S-образных элементов с прямоточными клапанами.

В десорберах известные конструкции тарелок имеют низкие к.п.д. (в пределах от 0,1 до 0,2). Принимаем получим:

Для извлечения испарившегося амина в верхней части аппарата (выше ввода насыщенного раствора) устанавливают от 2 до 6 рабочих тарелок. Для установления в верхней части аппарата следует принять рабочих тарелок.

3.8 Диаметр десорбера

Диаметр аппарата рассчитывается по формуле:

где объемный расход парогазовой смеси в наиболее нагруженном сечении аппарата, ; максимальная допустимая скорость,

Наиболее нагруженным является сечение аппарата под нижней тарелкой; объемный расход парогазовой смеси в этом сечении равен:

где количество парогазовой смеси под нижней тарелкой десорбера, плотность парогазовой смеси, .

Величина равна:

Плотность парогазовой смеси при давлении в аппарате близком к атмосферному рассчитывается по формуле:

где средняя мольная масса парогазовой смеси, равная:

Подставив в формулу для расчета плотности числовые значения получим:



Объемный расход парогазовой смеси составит:

Максимальная допустимая скорость парогазовой смеси равна:

где коэффициент, величина которого определяется типом тарелки, расстояниями между тарелками и нагрузкой по жидкости на единицу длины слива.

Значение коэффициента определяется по формуле:

в которой коэффициенты, стоящие в правой части, зависят от типа тарелки.

Для тарелок S-образных элементов Для десорберов рекомендуется числовой значение коэффициента

Величина коэффициента определяется в зависимости от расстояния между тарелками, которое принимается равным Тогда числовое значение коэффициента найдем из графика зависимости коэффициента от расстояния между тарелками . Тогда .

Для тарелок из S-образных элементов с прямоточными клапанами Коэффициент принимают в зависимости от расхода жидкости на единицу длины сливной планки тарелки. Расход жидкости единицу длины сливной планки тарелки вычислим так:

Плотность жидкости в нижней части аппарата принимается равной плотности регенерированного раствора МЭА,

Примем гдепредварительно принимаемый диаметр регенератора раствора МЭА.

Числовое значение расхода жидкости равно:

При величина

Числовое значение коэффициента равно:

Подставив числовые значения величин в формулу для расчета скорости получим:

Диаметр аппарата равен:

В соответствии с принятым в нефтеперерабатывающей промышленности нормальным рядом диаметров колонн принимаем

Тогда скорость парогазовой смеси в свободном сечении аппарата будет равна:

где площадь свободного сечения аппарата в межтарельчатое отделении, которая на 10-15 % меньше поперечного сечения аппарата.

Тогда:

3.9 Высота десорбера

Рабочая высота аппарата равна:

где высота нижней части десорбера, высота нижней части десорбера, занятой тарелками, высота секции питания десорбера, высота верхней части десорбера, занятой тарелками; высота аппарата над его верхней тарелкой.

Высота нижней части десорбера равна:

при этом высота уровня жидкости внизу десорбера; высота над уровнем жидкости внизу десорбера.

Высоту нижней части десорбера можно рассчитать, исходя из пятиминутного запаса жидкости при

Высота равна:

Высоту секции питания десорбера примем равной .

Высота равна:

На основе практических данных высоту над верхней тарелкой примем равной

Тогда рабочая высота колонны будет равна:

Диаметры основных штуцеров колонны рассчитываются по обычным формулам гидравлики с последующим принятием их согласно соответствующим нормалям.

Расчет диаметра штуцеров проводим с учетом допустимой линейной скорости движения потоков по уравнению:

где - соответственно, массовый расход, допустимая скорость, плотность потока.

Допустимую скорость паров в штуцерах в нашем примере принимаем - 25 м/с, скорость потоков жидкости - 1 м/с, скорость подачи сырья - 0,5 м/с.

Условный проходприсоединительных фланцев принимается по ГОСТ 12815-80, в котором рекомендуются следующие значения (мм): 25, 32, 40, 50, 65, 80, 100, 125, 150, 200, 250, 300, 350, 400, 500, 600. Диаметр штуцера должен быть равен или быть несколько большим указанных значений.

Таблица 11 Расчет диаметров основных штуцеров

Потоки	кг/ч	м/с	кг/м3	м	мм
Ввод сырья (насыщенный МЭА)	150000	0,5	980	0,329	350
Вывод парогазовой смеси	20313	25	0,689	0,646	500
Вывод жидкости в испаритель	143369	1	980	0,228	250
Ввод паров из испарителя	3483	25	0,689	0,267	300
Вода на орошения	10196,9	1	998,2	0,060	100
Регенерированный МЭА, выводимый из десорбер...

Подобные документы

• Исследование установки "Аминовой очистки" природного газа и изучение физико–химических свойств растворов

  Физико-химические свойства этаноламинов и их водных растворов. Технология и изучение процесса очистки углеводородного газа на опытной установке ГПЗ Учкыр. Коррозионные свойства алканоаминов. Расчет основных узлов и параметров установок очистки газа.
  
  диссертация [5,3 M], добавлен 24.06.2015
  

• Проект аппаратно-технологической схемы очистки запыленного воздуха

  Организация машинного производства. Методы очистки технологических и вентиляционных выбросов от взвешенных частиц пыли или тумана. Расчет аппаратов очистки газов. Аэродинамический расчет газового тракта. Подбор дымососа и рассеивание холодного выброса.
  
  курсовая работа [1,5 M], добавлен 07.09.2012
  

• Маслоблок

  Групповой состав и физико-химические свойства масляных погонов, деасфальтизата и базовых масел на их основе. Материальный баланс установки селективной очистки, технологическая схема установки. Расчет системы регенерации растворителя, отпарной колонны.
  
  курсовая работа [236,6 K], добавлен 06.11.2013
  

• Технология регенерации очистки и осветления отработанных масел

  Сущность коагуляции, адсорбции и селективного растворения как физико-химических методов очистки и регенерации отработанных масел. Опыт применения технологии холодной регенерации дорожных покрытий в США. Вяжущие и технологии для холодного ресайклинга.
  
  реферат [30,1 K], добавлен 14.10.2009
  

• Разработка технологической схемы очистки промышленных газов

  Расчет необходимой степени очистки промышленных газов и массы веществ. Разработка вариантов схемы и выбор наиболее рациональной. Выбор пылегазоочистного оборудования и сущность механизмов очистки газов. Расчет платы за выбросы загрязняющих веществ.
  
  курсовая работа [965,7 K], добавлен 10.12.2010
  

• Абсорбция

  Основное уравнение массопередачи при абсорбции. Абсорбенты, применяемые для очистки отходящих газов в промышленности. Материальный и тепловой баланс абсорбции, кривая равновесия. Абсорбционно-биохимическая установка для очистки вентиляционного воздуха.
  
  реферат [866,0 K], добавлен 29.01.2013
  

• Проектирование ректификационной установки

  Материальный баланс процесса ректификации. Расчет флегмового числа, скорость пара и диаметр колонны. Тепловой расчет ректификационной колонны. Расчет оборудования: кипятильник, дефлегматор, холодильники, подогреватель. Расчет диаметра трубопроводов.
  
  курсовая работа [161,5 K], добавлен 02.07.2011
  

• Расчет материального баланса установки предварительного сброса воды

  Технологические установки, входящие в состав системы сбора и подготовки продукции нефтяной скважины. Описание принципиальной технологической схемы установки предварительного сброса воды (УПСВ). Общий материальный баланс УПСВ, расчет его показателей.
  
  курсовая работа [390,0 K], добавлен 04.08.2015
  

• Установка селективной очистки масел

  Процесс селективной очистки масел. Назначение, сырье и целевые продукты. Аппаратурное оформление блока регенерации экстрактного раствора и осушки растворителя. Регенерация растворителя из экстрактного раствора. Монтаж технологических трубопроводов.
  
  отчет по практике [1,6 M], добавлен 22.10.2014
  

• Тиоколы

  Характеристика сырья, полуфабрикатов и вспомогательных материалов, готовой продукции и отходов производства. Разработка принципиальной схемы производства. Материальный расчёт. Описание аппаратурно-технологической схемы. Технологическая документация.
  
  дипломная работа [1,2 M], добавлен 10.01.2009
  

• Описание технологической схемы подготовки и очистки бурового раствора

  Роль циркуляционной системы в строительстве скважин. Расчет и выбор типоразмеров секций обсадных труб. Технические характеристики буровой установки. Определение диаметров поршней насосов. Устройства для приготовления и утяжеления буровых растворов.
  
  курсовая работа [966,8 K], добавлен 27.01.2015
  

• Проект отделения очистки конвертированного газа от оксидов углерода

  Направления развития технологий производства аммиака. Характеристика сырья и готовой продукции. Материальный баланс абсорбера. Совершенствование отделения очистки производства аммиака третьей очереди. Правила обслуживания, пуска и остановки производства.
  
  курсовая работа [1,4 M], добавлен 06.12.2014
  

• Расчет основного оборудования для схемы очистки воздуха от аммиака

  Общая характеристика проблемы очистки воздуха от аммиака. Использование воды в качестве поглотителя. Описание схемы абсорбционной установки. Рассмотрение основных типов насосов для перемещения капельных жидкостей. Расчет теплообменного аппарата.
  
  курсовая работа [1,1 M], добавлен 27.12.2015
  

• Расчет установки для сушки яблок

  Технические описания, расчёты проектируемой установки. Принцип работы технологической схемы. Материальный и тепловой расчёт установки. Конструктивный расчёт барабанной сушилки. Подбор комплектующего оборудования. Расчёт линии воздуха и подбор вентилятора.
  
  курсовая работа [2,5 M], добавлен 17.10.2010
  

• Расчет ректификационной установки для разделения бинарной смеси дихлорэтан-толуол

  Рабочее флегмовое число, материальный баланс дихлорэтан-толуола. Расчет массовых расходов. Скорость пара, диаметр колонны. Кинетическая линия, коэффициент масоотдачи, высота сепарационного пространства. Выбор диаметров трубопроводов, расчет емкостей.
  
  курсовая работа [890,9 K], добавлен 05.05.2014
  

• Расчет барабанной сушильной установки для сыпучих материалов

  Назначение и устройство барабанных сушильных установок. Тепловой, материальный, конструктивный, аэродинамический и механический расчет сушилок; тепловая изоляция. Выбор вспомогательного оборудования: циклона очистки газа, транспортных устройств, топки.
  
  курсовая работа [136,1 K], добавлен 12.01.2014
  

• Отбензинивающая колонна К-1

  Технологический расчет отбензинивающей колонны мощностью 6 млн т в год по нефти. Коэффициенты относительной летучести фракций. Состав дистиллята и остатков. Материальный баланс колонны. Температурный режим колонны. Расчёт доли отгона сырья на входе.
  
  курсовая работа [366,8 K], добавлен 16.02.2015
  

• Расчет материального баланса дожимной насосной установки

  Описание принципиальной технологической схемы дожимной насосной станции. Принцип работы ДНС с установкой предварительного сброса воды. Отстойники для нефтяных эмульсий. Материальный баланс ступеней сепарации. Расчет материального баланса сброса воды.
  
  курсовая работа [482,1 K], добавлен 11.12.2011
  

• Технология получения синтетических каучуков

  Основные стадии процесса получения каучука и приготовления катализатора. Характеристика сырья и готовой продукции по пластичности и вязкости. Описание технологической схемы производства и его материальный расчет. Физико-химические методы анализа.
  
  курсовая работа [13,1 M], добавлен 28.11.2010
  

• Технологическая операция очистки масличных семян от примесей

  Основные методы очистки масличных семян от примесей. Технологические схемы, устройство и работа основного оборудования. Бурат для очистки хлопковых семян. Сепаратор с открытым воздушным циклом. Методы очистки воздуха от пыли и пылеуловительные устройства.
  
  контрольная работа [5,0 M], добавлен 07.02.2010
  

• главная
• рубрики
• по алфавиту
• вернуться в начало страницы
• вернуться к началу текста
• вернуться к подобным работам