Технологические процессы производства углекислого газа

Любой газ, свободный в достаточной степени от пыли, сернистых соединений и газообразных углеводородов, но содержащий углекислоту в достаточной концентрации (15 %) можно обрабатывать абсорбционно-десорбционным процессом с целью отделения в нем углекислого газа. При абсорбции диоксида углерода раствором моноэтаноламина образуются соли слабой угольной кислоты. Эти соединения при температуре больше 100 єС диссоциируют с выделением из раствора диоксида углерода.

Очистка природного газа от диоксида углерода МЭА - абсорбентом основана на следующих реакциях: [4].

2RNH2 + H2O + CO2 = (RNH3)2 CO3 (2.1)

(RNH3)2 CO3 + H2O + CO2 = 2RNH3HCO3 (2.2)

Где : R= НОCH2CH2,

3. Характеристика сырья, вспомогательных материалов и готового продукта

Исходным сырьем для получения двуокиси углерода являются дымовые газы - продукт сжигания природного газа. Дымовые газы имеют химический состав N2 - 87,9 %, О2 - 5,2 %, СО2- 6,9 %.

СO2 - 99,8 % . Плотность углекислого газа при 0 °С и давлении 760 мм рт. ст. равна 1,377 кг/м2, молекулярный вес - 44 кг/моль, относительная плотность по сравнению с воздухом 1,552 кг/м2, температура десублимации при давлении равном 1 атмосфере - 78,9 єС [5].

Моноэтаноламин органическое соединение, имеет вид густой маслянистой жидкости. Смешивается с водой, обладает сильными щелочными свойствами.Жидкость с характерным запахом, хорошо растворим в воде во всех соотношениях, плохо растворяется в эфирах, бензоле, толуоле. Моноэтаноламин - горючая жидкость, его водные растворы - трудно горючи. По степени воздействия на организм относится к веществам II класса опасности. Обладает щелочными свойствами, поэтому при попадании на открытые участки кожи, есть риск ожога. Средствами тушения являются распыленная вода, воздушно-механическая пена, порошок. Моноэтаноламин (МЭА) получают взаимодействием окиси этилена и аммиака. Имеет молекулярный вес 61,08 , плотность при 20 0С составляет 1,012 кг/м2,динамическая вязкость при температуре 25 0С равна 80·10і Па с [1].

Сода каустическая по ТУМХН - 531-41 используется 15 % раствор в качестве промывной жидкости для очистки оборудования линии производства газообразной углекислоты, перед пуском установки в эксплуатацию, а также после капитального ремонта установки.Содержит до 75 % NаОН. Сильная щелочь, гигроскопична, в воде хорошо растворяется с выделением тепла.

Транспортировку газообразной и жидкой углекислоты высокого давления поставляют по трубопроводу, давление которого должно быть согласовано - баллончиках для бытовых сифонов по ГОСТ 19136-80 объемом не менее 0,01 дм3. Баллоны и другие сосуды высокого давления, поступающие от потребителя должны иметь остаточное давление не ниже 0,004 МПа. Жидкая СО2 в баллонах транспортируется всеми видами транспорта в соответствии с правилами перевозки [4].

Таблица 3.1 - Технические требования, предъявляемые к диоксиду углерода

4. Описание аппаратурно-технологической схемы производств

Дымовые газы по дымоходу поступают в охладитель газа Х1 на охлаждение и частичную отмывку от механических примесей. Температура газа поступающего на очистку от 100 °С до 130 °С. В охладителе дымовые газы охлаждаются водой до температуры от 40-45 °С.

Охлажденный и очищенный дымовой газ поступает в нижнюю часть абсорбера К3, где он орошается 38,89 % раствором моноэтаноламина, подаваемым насосом в верхнюю часть абсорбера. Из нижней части абсорбера насыщенный раствор моноэтаноламина (МЭА) с помощью циркуляционных насосов поступает в теплообменник Т5, где нагревается до температуры 88 °С идущим противотоком горячим регенерированным раствором МЭА. Из теплообменников насыщенный раствор поступает в десорбер К9 на регенерацию. Тепло, необходимое для регенерации, сообщается раствору в вертикальных испарителях Т8 за счет подачи пара в межтрубное пространство. Регенерированный раствор с температурой 102 °С поступает из десорбера в теплообменники и холодильники. В теплообменниках регенерированный раствор (межтрубное пространство) охлаждается до 60 °С, одновременно нагревая насыщенный раствор (трубное пространство) до 88 °С. В холодильниках происходит дальнейшее охлаждение регенерированного раствора оборотной водой до температуры 38 °С.

Охлажденный регенерированный раствор МЭА с помощью насосов подается на орошение абсорбера таким образом, цикл очистки газа от СО2 замыкается.

Из десорбера парогазовая смесь, состоящая из газообразной углекислоты, паров воды и МЭА поступает на охлаждение в конденсатор Т10 (межтрубное пространство), где охлаждается до 35 °С при помощи оборотной воды (трубное пространство). Из конденсатора парогазовая смесь поступает в сборник конденсата С11, где осуществляется отбой газожидкостной смеси, которая затем перетекает в абсорбер. Углекислый газ поступает на I ступень компрессора М12.

Необходимый напор дымовых газов для преодоления сопротивления трубопроводов и аппаратов технологической схемы осуществляется турбовоздуходувкой.

Поступивший из сборника конденсата на I ступень компрессора М12, углекислый газ сжимается до давления 0,8 -1,0 МПа, после чего газ поступает в теплообменник Т13, который предназначен для использования его в качестве промежуточного холодильника после I ступени. Охлажденный в теплообменнике газ поступает в масловлагоотделитель I ступени С17, а оттуда на II ступень компрессора, где давление газа повышается до 3,0 - 3,2 МПа. После II ступени компрессора газ охлаждается в теплообменнике Т14, проходит через масловлагоотделитель II ступени С18, а затем поступает на III ступень компрессора, где давление повышается до 7,5 МПа.

В первом случае после III ступени компрессора газ проходит масловлагоотделитель III ступени С19, а затем сушку и очистку в угольных и силикогелевых фильтрах и дросселируется до давления 3 атм., а затем подается в ресивера Е23, откуда отбирается цехами-потребителями по магистральному трубопроводу.

Регенерация угольных фильтров производится паром при температуре 120 °С, силикогелевых фильтров производится углекислым газом, подогретым в электроподогревателе до температуры 180 °С в течение 6 часов. Во втором случае углекислый газ при давлении 7,5 МПа и температуре 35 °С, пройдя угольные и силикогелевые осушители, поступает в конденсатор компрессора Т22 при температуре 31 °С, сжимается и подается в стапельную батарею. Проектом предусмотрено наполнение углекислотных баллонов жидкой углекислотой в наполнительной при давлении 6,0 МПа [4].

5. Расчёт основных материальных потоков производства и расходных норм сырья и материалов

5.1 Материальный баланс процесса абсорбции

Уравнение материального баланса:

Gдым.г(вх)+GМЭАист.=Gдым.г(вых)+GМЭАнас.

где Gдым.г(вх) - количество дымовых газов, поступающих на абсорбцию, кг;

GМЭА ист - количество истощенного раствора МЭА, кг;

Gдым.г(вых) - количество дымовых газов, выходящих из абсорбера, кг;

GМЭА нас. - количество насыщенного раствора МЭА выходящего из абсорбера, кг.

Производительность абсорбера 252,91 м3/ч по диоксиду углерода.

Потребное количество дымовых газов рассчитывается по формуле:

Vдым.г (вх) =100*252,91 /(6,9*0,6),

где Vдым.г (вх) - объем дымовых газов, поступающих на процесс абсорбции, м3/ч;

6,9 - содержание СО2 в дымовых газах, об.%;

0,8 - заданная степень извлечения СО2 из дымовых газов;

Vдым.г (вх)= 100*252,91/(6,9*0,8)= 4581,7 м3/ч.

Масса дымовых газов находится по закону Авогадро: 1 моль любого газа занимает 22,4 литра. Составляем соотношение:

1 моль - 0,0224 м3

х моль - 4581,7 м3 х = 204540,3 моль.

Находим молярную массу дымовых газов по уравнению аддитивности:

Мдым.г =МСО2*хСО2 +МО2*хО2 +МN2*хN2 +МН2О*хН2О,

где МСО2 , МО2 , МN2 , МН2О - молярные массы СО2 , О2 , N2 , Н2О, г/моль;

хСО2 , хО2 , хN2 ,хН2О - содержание СО2 , О2 , N2 , Н2О, дол.ед.;

Мдым.г = 44*0,069+ 32*0,012 + 28*0,78 + 18*0,139 = 27,762 г/моль.

Массу дымовых газов находим по формуле:

Gдым.г (вх) = n* Мдым.г ,

где n - число молей дымовых газов, моль.

Gдым.г (вх) = 204540,3*27,762 = 5678447,8 г/ч или 5678,4 кг/ч.

Расчет количества МЭА.

Равновесная концентрация СО2 в МЭА составляет 0,8 моль/моль МЭА. Практически в абсорбере достигается 80 % степень карбонизации, т.е. 0,64 моль/моль МЭА. Принимаем, что после регенерации в растворе остается 0,2 моль СО2/моль МЭА.

Рабочая емкость раствора МЭА будет равна: 0,64-0,2=0,44 моль СО2/моль МЭА.

Количество МЭА, необходимое для абсорбции диоксида углерода находим по формуле:

L=G*MМЭА/(0,26*МСО2) ,

где L - количество МЭА, необходимое для абсорбции СО2, кг/ч;

МСО2 - молярная масса диоксида углерода, г/моль;

0,26 - рабочая емкость раствора МЭА;

G - количество диоксида углерода, кг/ч;

L= 500*61,08/(0,44*44)=1577 кг/ч МЭА - 100 % МЭА или

1577/0,3886=4058 кг/ч МЭА - масса 38,86 % раствора МЭА.

Кроме того, в этом же растворе находится оставшийся после регенерации диоксид углерода. После регенерации в растворе остается 0,2 моль СО2/моль МЭА. Находим число моль МЭА по формуле:

n= mМЭА/MМЭА ,

где n - число молей МЭА, моль;

mМЭА - масса МЭА, г;

ММЭА - молярная масса МЭА, г/моль.

n=1577000/61,08=25818,6 моль МЭА

Находим количество вещества диоксида углерода, которое остается после регенерации 87411,96 моль МЭА.

0,2 моль - 1 моль

х моль - 25822,1 моль

х = 5164,4 моль СО2

Находим массу диоксида углерода по формуле:

GСО2 = n* МСО2 ,

GСО2= 5164,4*44=227,2 кг СО2.

Масса раствора поступающего на абсорбцию:

GМЭА ист. = GМЭА р-р + GСО2 ,

GМЭА ист. = 4058+227,2= 4285,2 кг/ч

Находим массу дымовых газов уходящих из абсорбера:

Gдым.г (вых)= Gдым.г (вх) - GСО2 ,

Gдым.г (вых)=5678,4 -500= 5178,4 кг/ч

Находим массу насыщенного диоксидом углерода раствора МЭА выходящего из абсорбера:

GМЭА нас. = GМЭА ист. + GСО2 абсор ,

где GМЭА нас. - масса насыщенного диоксидом углерода раствора МЭА выходящего из абсорбера, кг/ч;

GМЭА ист. - масса истощенного раствора МЭА поступающего на процесс абсорбции, кг/ч;

GСО2 абсор - масса диоксида углерода абсорбированного из дымовых газов, кг/ч.

Т.к. производительность установки - 252,91 м3/ч или 252,91*1,98=500 кг/ч по диоксиду углерода, то GМЭА нас. =4058+500=4558 кг/ч.

Таблица 5.1 - Материальный баланс процесса абсорбции

5.2 Материальный баланс процесса десорбции

Материальный баланс процесса десорбции описывается уравнением:

GМДЭА нас. = GМЭА ист. + GСО2 г. ,

где GМЭА нас. - количество насыщенного раствора МЭА поступающего на регенерацию в десорбер, кг/ч;

GМЭА ист. - количество истощенного раствора МЭА выходящего из десорбера, кг/ч;

GСО2 г. - количество газообразного диоксида углерода, выделившегося в процессе десорбции в газовую фазу, кг/ч.

GМЭА ист. =4285,2 кг/ч;

GСО2 г. =500 кг/ч;

GМЭА нас. =4558 кг/ч.

Поученные данные сведены в таблицу 5.2

Таблица 5.2 - Материальный баланс процесса десорбции

6. Тепловые балансы производства. Расчёт расходных норм энергетических затрат

6.1 Тепловой баланс процесса абсорбции

Уравнение теплового баланса

Qпр=Qрас

Приход тепла:

Qпр=Q1+Q2

где: Q1- количество тепла с поступающим газом после очистки;

Q2-тепло с раствором амина;

Расход тепла:

Qр=Q2+ Q4+Q5

где: Q3- тепло, с уходящим истощенным раствором;

Q4- тепло, уносимое насыщенным абсорбентом из абсорбера

Q5 - Потери в окружающую среду

Приход:

Расчет ведем по формуле:

Q = G •Cp • t,

где G - количество поступающего реагента;

Cp - теплоемкость реагента;

t - температура, с которой подается реагент.

а)Количество тепла с поступающим на очистку газом :

При температуре 45 С0 Cp = 1,0825 кДж/(кг*К)

Q1= 5678,4*1,0825*(45+273)=1954704,024 кДж

б)Тепло с раствором амина

Cp = 2,72 кДж/(кг*К)

Q2 = 4285,2 *2,72*(35+273)=3589969,152 кДж

Всего ?Q=5544673,176 кДж

Расход:

а) Тепло, с уходящим истощенным раствором

Q3 =m.*Cp*T,

Q3 =5178,4*2,112*(38+273)=1737236,5758 кДж

где m - масса истощенного раствора, кг;

Ср - теплоемкость истощенного раствора, кДж/кг*К;

Т - температура истощенного раствора, К.

m=5178,4

Ср смеси = 2,112 кДж/кг*К

Температура истощенного раствора Т=38 оС

б) Тепло, уносимое насыщенным абсорбентом из абсорбера

Q4 = m.*Cp*T

Q4 = 4558 *1,2177*(40+273)=3401338,8288 кДж

в) Потери в окружающую среду

Находим количество теплоты, уходящей в окружающую среду. Они составляют 1,77 % от общего прихода тепла.

Общий приход тепла равен:

Q1 + Q2 = 5138575,4046 кДж.

Потери в окружающую среду составляют:

Q5=5138575,4046 ·0,07903=406097,7714 кДж.

Всего ?Q=5544673,176кДж

Таблица 6.1 -Тепловой баланс процесса абсорбции

6.2 Тепловой процесс процесса десорбции

Тепловой баланс процесса десорбции описывается уравнением:

Q1 + Q2 = Q3+Q4+Q5+ Q6 + Q7,

где Q1 - тепло с насыщенным раствором МЭА, кДж/ч;

Q2 - тепло с греющем паром, необходимым для процесса десорбции,

Q3 - тепло с уходящим истощенным раствором МЭА, кДж/ч;

Q4 - тепло с диоксидом углерода выделившимся в процессе десорбции из раствора МЭА, кДж/ч;

Q5- тепловой эффект реакции десорбции, кДж/ч;

Q6- тепло с конденсатом греющего пара, кДж/ч;

Q7 - теплопотери в окружающую среду, кДж/ч.

Количество теплоты приходящей с насыщенным раствором МЭА находится по формуле:

Q1 =m*Cp*T,

где m - масса МЭАнас., кг;

Ср - теплоемкость раствора МЭА, кДж/кг*К;

Т - температура раствора МЭА, К.

Находим массу раствора МЭАнас. по формуле:

mМЭА нас.= mМЭА + mCO2 ост + mСО2 абсор,

где mМЭА нас. - масса насыщенного раствора МЭА. кг/ч;

mМЭА - масса 38,86 %-ного раствора МЭА, кг/ч;

mCO2 ост - масса СО2 оставшаяся после регенерации, кг/ч;

mСО2 абсор - масса СО2 абсорбированного из дымовых газов, кг/ч.

mМЭА нас.= 35576,9 + 769,223 +1000 = 37346,1 кг/ч.

Теплоемкость раствора находим по уравнению аддитивности:

Ср р-ра = Ср МЭА*х1 + СрСО2ост*х2 + СрСО2абс*х3,

где Ср р-ра - теплоемкость насыщенного раствора МЭА, кДж/кг*К;

Ср МЭА ,СрСО2ост ,СрСО2абс - теплоемкость 38,86 %-ного раствора МЭА, диоксида углерода, оставшегося после десорбции, абсорбированного диоксид углерода из дымовых газов.

Ср р-ра = 3,256*0,9526+0,93*0,0206+0,93*0,0268=3,3 кДж/кг*К.

Температура насыщенного раствора Т=88 оС.

Q1 =8447,9*(88+273)*3,3= 10302243 кДж/ч.

Находим теплоту с греющим паром Q2 по формуле:

Q2 = H*Gгр.п. *GCO2 ,

где Н - энтальпия греющего пара, кДж/кг;

Gгр.п. - удельный расход греющего пара,кг/кг;

GCO2 - масса диоксида углерода, выделившегося в процессе десорбции.

Н - 2786,35 кДж/кг, температура греющего пара 120 оС.

Gгр.п. = 3 кг/кг, (данные РИСХМ).

Q2 = 2786,35*3*500*1,05=4385012,5 кДж/ч;

где 1,05 - избыток греющего пара с учетом теплопотерь.

Находим количество теплоты, уносимой из десорбера, с истощенным раствором МЭА по формуле:

Q3 =mМЭА ист.*Cp*T,

где mМЭА ист. - масса истощенного раствора МЭА, кг/ч;

Ср - теплоемкость истощенного раствора, кДж/кг*К;

Т - температура истощенного раствора, К.

Находим массу истощенного раствора МЭА по формуле:

mМЭА ист.= mМДЭА + mCO2 ост ,

mМЭА ист.= 7920,7 + 227,2 =8147,9 кг/ч.

Теплоемкость смеси раствора МЭА и диоксида углерода находим по уравнению:

Ср смеси = Ср МЭА*х1 + СрСО2 ,

где Ср р-ра - теплоемкость насыщенного раствора МЭА, кДж/кг*К;

Ср р-ра = 3,746*0,916+0,93*0,026=3,112 кДж/кг*К.

Температура истощенного раствора Т=102оС.

Q3 =8147,9*3,109(102+273)=9508599,3 кДж/ч.

Находим количество теплоты, уходящей из десорбера, с диоксидом углерода:

Q4= mСО2*Cp*T,

где mСО2 - масса выделившегося диоксида углерода в газовую фазу в процессе десорбции, кг/ч;

Т - температура диоксида углерода, К.

Q4 = 500*0,93*(102+273)=174375 кДж/ч.

Находим тепловой эффект реакции десорбции. Интегральная теплота растворения СО2 зависит от степени карбонизации раствора МЭА. При степени карбонизации 0,64, интегральная теплота растворения равна 97,09 кДж/моль СО2.

Число молей СО2 равно 142118.

Q5= 97,09·142118=13707236,6 кДж.

Находим количество теплоты с конденсатом греющего пара, уходящим из регенератора по формуле:

Q6 = mконд. ·Ср.конд. ·Тконд. ,

где mконд. - масса конденсата греющего пара, кг/ч;

Ср - теплоемкость конденсата греющего пара (воды), кДж/кг*К;

Тконд. - температура конденсата греющего пара, (52 оС) К.

Q6= 3·500·1,05·4,19·(273+52)=3377946,3 кДж/ч.

Находим количество теплоты, уходящей в окружающую среду. Они составляют 1,77 % от общего прихода тепла.

Общий приход тепла равен:

Q1 + Q2 = 10302243+4385012,5=14690756,5 кДж/ч.

Потери в окружающую среду составляют:

Q7 =14690756,5 ·0,0177=260026,4 кДж/ч.

Полученные данные сведены в таблицу 6.2

Таблица 6.2 -Тепловой баланс процесса десорбции

7. Расчёт основного оборудования. Подбор и характеристика вспомогательного оборудования

К основному технологическому оборудованию сушильно-абсорбционного отделения относятся:

а) Абсорбер;

б) Десорбер;

в) Теплообменник;

К вспомогательному оборудованию относят:

г) Конденсатор;

д) Насосы;

е) Компрессор;

ж) Испаритель;

Абсорбер -- аппарат для поглощения газов, паров, для разделения газовой смеси на составные части растворением одного или нескольких компонентов этой смеси в жидкости, называемой абсорбентом (поглотителем). Абсорбер обычно представляет собой колонку с насадкой или тарелками, в нижнюю часть которой подается газ, а в верхнюю -- жидкость; газ удаляется из абсорбера сверху, а жидкость -- снизу. Абсорбер применяется в химической, нефтеперерабатывающей и других отраслях промышленности.

Виды абсорберов:

При абсорбции процесс протекает на поверхности соприкосновения фаз. Поэтому абсорберы должны иметь развитую межфазную поверхность. Исходя из способа создания этой поверхности, абсорберы условно делят на три группы:

а) поверхностные абсорберы

б) барботажные абсорберы

в) распыливающие абсорберы

Необходимо отметить, что один и тот же тип аппарата в зависимости от условий работы может работать в разных режимах. Так, например, насадочный колонный абсорбер может работать как в пленочном режиме, так и в барботажном.

а) в барботажных абсорберах поверхность соприкосновения фаз развивается потоками газа, распределяющегося в жидкости в виде пузырьков и струек. Такое движение газа (барботаж) осуществляется в тарельчатых колоннах с колпачковыми, ситчатыми или провальными тарелками в виде горизонтальных перегородок.Эти абсорберы обладают хорошим контактом между фазами, могут работать при любом, в том числе при низком, расходе жидкости, отводить тепло, пригодны дня работы с загрязненными средами. Основные недостатки - сложность конструкции и высокое гидравлическое сопротивление (используются при абсорбции с повышенным давлением).

б) тарелочные абсорберы подразделяют на колпачковые, ситчатые и решетчатые. Тарелочные абсорберы представляют собой вертикальные колонны, разделенные по высоте рядом тарелок. На них создается определенный по высоте уровень абсорбента, перетекающего вниз с тарелки на тарелку. Через колпачки решетки или сита сквозь слой абсорбената барботируется газ, содержащий выделяемый продукт. Наибольшее распространение в пищевой промышленности получили насадочные и тарелочные абсорберы.

в) насадочные абсорберы представляют собой колонны, загруженные насадкой - твердыми телами разной формы. Наиболее распространены насадки в виде тонкостенных колец из антикоррозийных материалов (керамика, фарфор), реже из стали или ряда решеток из досок. В качестве насадок применяют также кокс и дробленый кварц (размер кусочков от 25 до 100 мм).

Насадочные колонны являются наиболее распространенным типом абсорбера. Они просты в изготовлении, но малопригодны при работе с загрязнеными жидкостями, так как не достигается полная смачиваемость насадки и недостаточен отвод тепла. В абсорберах с псевдоожиженным (кипящим) слоем рабочий процесс значительно интенсифицируется.

г) абсорбер с листовой насадкой (пластинчатый) представляет колонну с насадкой в виде листов твердого материала (дерево, металл, пластмассы и др.) или туго натянутые полотнища ткани. Жидкость подается на абсорбцию через патрубок и распределительное устройство, которое обеспечивает равномерное смачивание и орошение всех листов насадки.

Газ поступает в нижнюю часть колонны и направляется вверх. Аппараты этого типа пригодны для использования при незначительном тепловом эффекте растворения газа, так как удаление тепла происходит только за счет теплоотдачи в окружающую среду.

Весьма широкое распространение в промышленности получили тарельчатые колонны с переливными тарелками и со ступенчатым контактом фаз. Основными контактными элементами тарельчатых абсорберов являются различного типа тарелки, размещенные в корпусе колонны по высоте на определенном расстоянии друг от друга. Абсорбент подается на верхнюю тарелку и перетекает на нижележащие тарелки по переливным устройствам. Очищаемый газ поступает в абсорбер снизу, распределяется по контактным элементам тарелки, барботирует через слой абсорбента, при этом происходит перенос вещества из газовой фазы в жидкую. В тарельчатых абсорберах происходит многоступенчатый контакт газа и абсорбента, в результате которого достигается высокая степень поглощения. Тарельчатые абсорберы имеют следующие преимущества: возможность работы при любых отношениях весовых количеств жидкости и газа, в том числе и ничтожно малых, при которых насадочный аппарат совершенно невозможно использовать; сохранение рабочего распределения концентраций жидкости по высоте многотарельчатого аппарата при его остановках и последующем возобновлении работы , возможность отвода теплоты абсорбции с помощью холодильников, размещенных на тарелках колонны; меньшие размеры и вес аппаратов. С помощью тарелок осуществляется направленное движение фаз и многократное взаимодействие жидкости и газа.

На СДС «Алтай вагон» применяют тарельчатый абсорбер. Он отвечает требованиям производительности, экономичности, конструктивности, надежности и долговечности. Применение на СДС «Алтай вагон» других абсорберов с массопередающей поверхностью не обеспечит большей производительности и эффективности абсорбции. Поэтому, замена оборудования на другие аппараты с массопередающей поверхностью не оправдывает капитальных затрат на демонтаж старого и монтаж нового оборудования и т.д.

Десорбер, вертикальный цилиндрический аппарат пенный, тарельчатого типа со сливным устройством. В верхней части имеется брызгоотбойный слой насадки - кольца Рашига. Конструкция десорбера аналогична конструкции абсорбера. Для изготовления фильтра используется высоколегированную сталь марки Ст3, т.к. удовлетворяет всем требованиям, которые нужны в данном технологическом процессе.

Теплообменный аппарат-- устройство, в котором осуществляется теплообмен между двумя теплоносителями, имеющими различные температуры. По принципу действия теплообменники подразделяются на рекуператоры и регенераторы. В рекуператорах движущиеся теплоносители разделены стенкой. К этому типу относится большинство теплообменников различных конструкций. В регенеративных теплообменниках горячий и холодный теплоносители контактируют с одной и той же поверхностью поочередно. Теплота накапливается в стенке при контакте с горячим теплоносителем и отдается при контакте с холодным, как, например, в кауперах доменных печей. Теплообменники применяются в технологических процессах нефтеперерабатывающей, нефтехимической, химической, атомной, холодильной, газовой и других отраслях промышленности, в энергетике и коммунальном хозяйстве. От условий применения зависит конструкция теплообменника. Существуют аппараты, в которых одновременно с процессами теплообмена протекают и смежные процессы, такие как фазовые превращения, например, конденсация, испарение, смешение. Такие аппараты имеют свои наименования: конденсаторы, испарители, градирни, конденсаторы смешения. В зависимости от направления движения теплоносителей рекуперативные теплообменники могут быть прямоточными при параллельном движении в одном направлении, противоточными при параллельном встречном движении, а также при взаимно перпендикулярном движении двух взаимодействующих сред.

Типы теплообменников:

а) Кожухотрубные теплообменники

б) Двухтрубные теплообменники типа "труба в трубе"

в) Пластинчатые теплообменники

а) кожухотрубные теплообменники. К корпусу, кожуху по торцам приварены трубные решетки, в которых закреплены пучки труб. В основном трубы в решетках крепятся с уплотнением развальцовкой или каким-то другим способом в зависимости от материала труб. Трубные решетки закрываются крышками на прокладках и болтах. На корпусе имеются патрубки, через которые один теплоноситель проходит через трубное пространство. Второй теплоноситель через патрубки на крышках проходит по трубам. Во многоходовом теплообменнике в корпусе и крышках установлены перегородки для повышения скорости теплоносителей. Для увеличения теплоотдачи применяют оребрение теплообменных труб, которое выполняется или накаткой или навивкой ленты. В случае необходимости конструкция аппарата должна предусматривать его очистку

б) двухтрубные теплообменники типа "труба в трубе"

Теплообменные аппараты типа труба в трубе, благодаря небольшому размеру отдельных секций и возможности компоновать из них необходимые конфигурации, в Советском Союзе получили весьма широкое распространение, поскольку тогда не существовало индивидуально проектируемых теплообменников. Сегодня популярность теплообменников типа труба в трубе снижается, из-за низкой эффективности аппаратов и быстрого загрязнения рабочих поверхностей.

Теплообменники типа труба в трубе универсальны по сфере применения, и могут использоваться в нефтехимической и химической промышленности, нефтехимии, металлургии, медицине, пищевой промышленности и т.д.

Теплообменники труба в трубе рассчитаны на применение в областях с сейсмической активностью до 7 баллов по 12-балльной шкале.

При изготовлении данных теплообменников используются теплообменные трубы гладкие.Изготовляются в двух вариантах исполнения: с приварными двойниками и со съемными двойниками.

в) пластинчатые теплообменники до настоящего момента пластинчатые теплообменники являются относительно новым видом оборудования для рынка России. История возникновения пластинчатых теплообменников уходит корнями в конец девятнадцатого века. Именно тогда доктор Ричард Зелигман разработал и внедрил первые пластинчатые теплообменники. Их конструкция была схожа с конструкцией фильтр-прессов, использующихся в пищевой промышленности. В раму, стягиваемую одним винтом, устанавливались квадратные теплообменные пластины, выполненные из бронзы. Причем пластины для первых пластинчатых теплообменников были не штампованными как в настоящее время, а изготавливались методом фрезерования из листа толщиной 15-30 мм. По периметру теплообменных пластин также устанавливалась прокладка. Как и фильтр-пресс, первые пластинчатые теплообменники использовались для обработки соков,

их нагрева и охлаждения. И соответственно их рабочие характеристики были весьма не велики. Давление и температура для пластинчатых теплообменников того времени были ограничены величинами 6 атм. и 110 градусов Цельсия. Такие ограничения также были обусловлены и технологиями того времени. Например, тонколистовой прокат нержавеющей стали, используемый сейчас для изготовления пластин, появился только в середине двадцатого века.

Выход пластинчатых теплообменников из рамок пищевой промышленности произошел только в 60-70х годах прошлого века. Развитие химической, обрабатывающей и металлургической промышленности позволило создать конкурентоспособные материалы для пластин и уплотнений. Появление первых обрабатывающих центров позволило перейти к крупносерийному производству рам для пластинчатых теплообменников. Таким образом, кроме пищевого использования пластинчатые теплообменники выходят на арену энергетики, морского и речного судостроения имея соответствующие технические характеристики. Дальнейшее развитие технического прогресса, появление новых сталей, новых резин ведет к улучшению технических свойств пластинчатых теплообменников. На сегодня пластинчатые теплообменники имеют максимальное рабочее давление 25 атм. и максимальную рабочую температуру 180 градусов Цельсия. Площадь теплообмена единичного пластинчатого теплообменника может достигать 2500 м2. Максимальный расход (для воды), пропускаемый через единичный пластинчатый теплообменник, достигает 3500 т/ч. Максимальная мощность для единичного пластинчатого теплообменника составляет 150 МВт.

Таким образом, пластинчатые теплообменники по своим характеристикам занимают достаточно большую нишу в общем ряду теплообменных аппаратов. Конечно, в отличие от трубчатых, они не рассчитаны на работу с высокими температурами и давлениями, но их эффективность для применений на водных средах выше в несколько раз. Основными областями применения пластинчатых теплообменников на сегодня являются нагрев и охлаждение различных жидкостей и газов, конденсация паров, рекуперация тепла и т.п. Сейчас практически ни одна отрасль промышленности не обходиться без применения пластинчатые теплообменники [6].

7.1 Расчёт основного оборудования.

7.1.1 Конструктивный расчет абсорбера

Исходные данные:

- рабочая скорость газа щг. = 2 м/с;

- температура в абсорбере T= 50 оС;

- давление в абсорбере Р= 0,11 МПа;

- рабочий объем газов Vр = 7108,4 м3/ч;

- общая поверхность массопередачи F= 7,865 м2.

Определим площадь поперечного сечения аппарата:

Sсеч.=Vр/3600· щг.. ,

где Vр - рабочий объем газа, м3/ч; щг - рабочая скорость газа, м/с.

Sсеч. = 7108,4/3600· 2 = 0,987 м2

Рассчитаем диаметр абсорбера:

,

= 1,12 м

Принимаем диаметр абсорбера 1,2 м

Количество тарелок рассчитывается по формуле:

n= F/Scеч. ,

n= 7,865/0,987= 7,9 8 тарелок

где F - общая поверхность массопередачи, м2.

Если ввести коэффициент запаса по общей поверхности массопередачи, равный 1,25, то F=1,25·7,865=9,83. Следовательно, количество тарелок абсорбера: n= 9,83/0,987=9,9 10 тарелок.

По данным ЛТИ для абсорбера СО2 растворами МЭА принимаем диаметр отверстий 4 мм при расстоянии между центрами отверстий 8 мм.

Выбираем насадку кольца Рашига, удельная поверхность которой составляет 500 м2/м3, свободный объем 0,88 м3/м3, эквивалентный диаметр 0,007 м, насыпная плотность 960 кг/м3.

Высота аппарата: Н= Vнас./Sсеч= 6,65 м [8].

7.1.2 Конструктивный расчет десорбера

Исходные данные:

- плотность орошения щж. = 40 м3/ч;

- температура в десорбере T= 100 оС;

- давление в десорбере Р= 0,03 МПа;

- расход насыщенного раствора б = 25 м3/ч;

- общая поверхность массопередачи F= 1,13 м2.

Рассчитаем площадь поперечного сечения десорбера:

Sсеч.=б/щж. ,

где щж. - плотность орошения, м3/ч; б - расход насыщенного раствора, м3/ч.

Sсеч.=25/40=0,625 м3/ч.

Отсюда, рассчитаем диаметр аппарата по формуле:

D===1,00м

Для расчета числа тарелок пользуются формулой:

n=

n= =2,48 тарелок

Так как в аппарате 3 зоны домножаем на заданный коэффициент 2,3 и получаем: 2,32,48=5,7 6 тарелок.

Высота десорбера: H= Vнас./Sсеч= 6,7 м [8].

7.1.3 Конструктивный расчет теплообменника

Исходные данные:

Количество раствора МЭА поступающего в теплообменник L=18м3/час;

Температура регенерированного раствора МЭА на входе в теплообменник t2=104 0С, на выходе из теплообменника t1=55 0C. Температура насыщенного раствора на входе в теплообменник t3=40 0C, а на выходе t4=89 0C.

а) Q - количество тепла, отдаваемого в теплообменнике регенерированным раствором

Q=L*(t1-t2)*Cp

L=18м3/час; t1=55 0C; t2=104 0C; Cp=3,74 кДж/кг.

б)Средняя логарифмическая разность температур

t=(t1-t4)-(t2-t3)/2.3*lg(t1-t4)/(t2-t3)=(104-89)-(55-40)/2.3*lg(14/15)=150C

в) Поверхность теплопередачи F=Q/ t*kT=3368699.1/15*1046,7=214,6 м2

214,6 м3 необходимая поверхность теплопередачи [8].

Из каталога пластинчатых теплообменников компании Ридан. Выбираем пластинчатый теплообменник HHN№41 Ду150 с максимальной поверхностью теплообмена 217,35 м2 , что удовлетворяет необходимые требования.

Ридан HHN№41 Ду150 имеет массу 1550 кг, длину А=3252 мм. высоту B=2696 мм. ширину С=880 мм, диаметр входных отверстий равную 21мм, количество пластин 485 шт. поверхность теплопередачи одной пластины 0.45 м2 [7].

7.2 Механический расчет проектируемых аппаратов

7.2.1 Механический расчет абсорбера

Выбираем материал корпуса - сталь Ст3.

Расчетное давление определяется:

Рр=Р+Рг,

где Рр - расчетное давление;

Р - рабочее давление;

Рг - гидравлическое давление

Рр = Р = 0,11 МПа

Пробное давление находим по формуле:

Ри=max{1,5Р[у]20/[у];0,2},

где [у]20 - допускаемое напряжение при 20 oC, МПа;

[у] - допускаемое напряжение при рабочей температуре 50 oC, МПа.

Допускаемое напряжение определяется по формуле:

[у]=зу*,

[у] =134 МПа.

Допускаемое напряжение при испытаниях определяется по формуле:

[у]и=ут20/1,1,

[у]и =220/1,1 = 200 МПа.

где ут20 - расчетный предел текучести при 20 оC, МПа.

Модуль продольной упругости Е = 2,15105 МПа.

Коэффициент прочности сварных швов ц =1.

Отсюда следует, что Ри = max {1,50,11220/134;0,2}= mах {0,18;0,2}.

Sp = max{0,11 1200/(21134?0,11); 0,21200/(21200 - 0,2)}=mах{0,49; 0,6}.

Исполнительная толщина рассчитывается:

S = Sp +C + Co,

где Со - прибавка на округление.

С=С1+С2+С3

С1=Ск+Сэ,

где Ск - прибавка на коррозию, определяется по формуле:

Ск=П•ф,

где П - проницаемость среды в материал, мм/год;

ф - срок службы аппарата, лет.

Для стали Ст3 Ск = 1

С2 - прибавка на минусовой допуск, С2=0,18;

С3 - техническая прибавка, С3 =0;

С = 1,18 мм.

S = 0,6+1,18 + 0,22= 2 мм.

Причиной потери устойчивости оболочки абсорбера является действие осевой сжимающей силы F.

Условие устойчивости:

F/[F] < 1,

где [F] - допускаемая осевая сжимающая сила, МН;

m=25 тонн

g=9.81

F = m·g = 0,25 MH.

Допускаемая осевая сжимающая сила находится по формуле:

[F]=[F]у/,

где [F]у - допускаемая сжимающая сила, определяемая из условия прочности, МН;

[F]E - допускаемая осевая сила, определяемая из условия устойчивости в пределах упругости, МН.

[F]у определяется по формуле:

[F]у = ·(D+S-C)·(S-C)·[у],

[F]у = 3,14·(1200+0,82)·0,82·134 =920333,5654 Н=9,2 МН.

[F]E определяется по формуле:

[F]E = 310·10-6·Е/ny·D2·[100·(S-C)/D]2·,

где nу - коэффициент запаса устойчивости в рабочем состоянии

(nу=2,4); Е=2,15·105 МПа;

[F]E =310·10-6·2,15·10-5/2,4·12002·[100·0,82/1200]2 ·= 392434,682=3,92 МН.

[F]=9,2/ = 3,61 МН.

Проверяем условие устойчивости: 0,25/3,61 <1.

Толщину стенки днища принимаем равной толщине стенки аппарата [9].

7.2.2 Механический расчет десорбера

Выбираем материал корпуса - сталь Ст3.

Расчетное давление определяется:

Рр=Р+Рг

Рр = Р = 0,03 МПа

Пробное давление находим по формуле:

Ри=max{1,5Р[у]20/[у];0,2},

где [у]20 - допускаемое напряжение при 20 oC, МПа;

[у] - допускаемое напряжение при рабочей температуре 100 oC, МПа.

Допускаемое напряжение определяется по формуле:

[у]=зу*

[у] =130 МПа.

Допускаемое напряжение при испытаниях определяется по формуле:

[у]и=ут20/1,1,

[у]и =220/1,1 = 200 МПа.

где ут20 - расчетный предел текучести при 20 oC, МПа.

Модуль продольной упругости Е = 2,15105 МПа.

Коэффициент прочности сварных швов ц =1.

Отсюда следует, что Ри = max {1,50,03220/130;0,2}= mах {0,05;0,2}.

Sp = max{0,031000/(21134?0,03); 0,21000/(21200-0,2)}=mах{0,11; 0,5}.