UNIVERSITATEA PETROL ȘI GAZE- DIN PLOIEŞTI

FACULTATEA: TEHNOLOGIA PETROLULUI ŞI PETROCHIMIE

PROIECT

DE SEMESTRU

PURIFICAREA GAZELOR INDUSTRIALE

CONDUCĂTOR PROIECT:

Şef lucrări dr. ing. Mihaela Neagu

STUDENT: Ionita Raluca Nicoleta

Anul IV, zi , Grupa 3149

2012

CUPRINS

1. TEMA PROIECTULUI, DATE DE INTRARE.

2. PROIECTAREA TEHNOLOGICA A COLOANEI DE ABSORTIE.

2.1. Calculul debitelor si concentratiilor in coloana de absortie.

2.2. Bilantul termic pe coloana de absortie.

2.3. Determinarea numarului de talere teoretice din coloana de absortie.

2.4. Dimensionarea coloanei de absortie.

2.4.1. Diametrul coloanei de absortie.

2.4.2. Inaltimea coloanei de absortie.

3. PROIECTAREA TEHNOLOGICA A COLOANEI DE STRIPARE.

3.1. Bilantul termic, regimul de temperaturii si consumul de abur.

3.2. Determinarea numarului de talere teoretice din coloana de stripare.

3.3. Dimensionarea coloanei de stripare.

3.3.1. Diametrul coloanei de stripare.

3.3.2. Inaltimea coloanei de stripare.

3.4. Calculul schimbului termic absorbant sarac- absorbant bogat.

3.5. Determinarea necesarului de apa de racire la racitorul suplimentar.

3.6. Determinarea necesarului de abur saturat la refierbator.

3.7. Automatizarea instalatiei de eliminare a hidrogenului sulfurat.

4. BIBLIOGRAFIE.

5. Anexe.

2

PROIECTUL TEHNOLOGIC AL UNEI

INSTALAŢII DE ELIMINARE A

HIDROGENULUI SULFURAT DINTR-UN

FLUX DE METAN PRIN ABSORBŢIE ÎN

SOLUŢIE APOASĂ DE DEA URMATĂ DE

FRACŢIONARE

3

DATE DE INTRARE

Gazul impurificat :metan

Debit de alimentare: 225 000 Nm3/zi

Concentraţia H2S: intrare :15 % volum

grad de absorţie: φ = 98%

Concentraţia soluţiei apoase de DEA:20% masă

Gradul de încărcare al absorbantului sărac: X0= 0,03 kmoli H2S /kmol DEA

Parametrii de lucru în coloana de absorbţie:

Presiune: 5 bar

Temperatura de intrare gaz impurificat: 20oC

Temperatura de intrare absorbant sărac: 25oC

Parametrii de lucru în coloana de desorbţie:

Presiune la vârf: 1,2 bar

Presiune la bază:1,6 bar

Temperatura în refierbător: 115 oC

Temperatura refluxului: 60 oC

Raţia de reflux : 3:1

Tipul de coloană de absorbţie: talere cu supape

Tipul de coloană de desorbţie: talere cu supape

Se cere să se determine:

Bilanţurile materiale pe cele două coloane

Bilanţurile termice pe cele două coloane

Inălţimea şi diametrul celor două coloane

Necesarul de utilităţi

Pierderile de amină şi apă

Se va alcătui schema tehnologică şi de automatizare a instalaţiei

4

2. PROIECTAREA TEHNOLOGICĂ A COLOANEI DE

ABSORBŢIE

Proiectarea tehnologică a unei astfel de coloane constă în stabilirea necesarului de

echilibre, a diametrului şi înălţimii.

2.1 Calculul debitelor şi concentraţiilor în coloana de absorbţie

Operaţia de absorbţie are rolul de elimina din fluxul de etan impurificat, hidrogenul

sulfurat folosind ca absorbant soluţie apoasă de DEA 20% masa.

Fluxurile din coloana de absorbţie şi concentraţiile lor sunt cele prezentate în

figura 2.1:

În figura 2.1 semnificaţia

simbolurilor este:

G0 - debitul de gaz purtător

(metan), kmoli/h;

L0 - debitul de absorbant (DEA),

kmoli/h;

Yn+1, Y1 – concentraţiile solutului

(H2S) în metan, kmoli solut/kmol gaz

purtător la intrarea/ieşirea din coloană;

Xo, Xn - concentraţia solutului

(H2S) în absorbant, kmoli solut/kmol

absorbant la intrarea/ieşirea din coloană.

Tn+1, T1 - temperatura fluxului de

metan la intrarea/ieşirea din coloană;

T0, Tn – temperatura fluxului de

absorbant la intrarea/ieşirea din coloană

5

Figura 2.1. Fluxurile şi concentraţiile lor în

coloana de absorbţie

Din datele de intrare se calculează debitul molar G0 şi concentraţiile Yn+1, Y1.

Concentraţia Xn se alege astfel încât la determinarea numărului de talere teoretice

prin metoda grafică să rezulte un număr rezonabil de talere (2-3 talere).

Debitul molar L0 se calculează prin bilanţ material în jurul coloanei de absorbţie

(contur I ) din figura 2.1.

În continuare se calculează debitele parţiale ale componenţilor în fiecare flux la

intrarea şi ieşirea din coloană şi concentraţiile componenţilor în fracţii molare.

Din datele de intrare se calculează debitul molar de gaz bogat:

Cunoscând concentraţia H2S în gazul bogat, respectiv a gazului purtător (etanul)

se calculează debitul molar de H2S, respectiv de etan:

Se calculează raportul molar :

(2.1)

Din relaţia de definiţie a gradului de absorbţie se calculează raportul molar :

(2.2)

6

Concentratia H2S în absorbantul sărac se cunoaşte din datele de proiectare

=0,03 kmoli H2S /kmol DEA, iar concentraţia se alege astfel încât la determinarea

numărului de talere teoretice prin metoda grafică să rezulte un număr rezonabil de talere

(2 talere) (vezi graficul din anexa 1):

=0,58kmoli H2S /kmol DEA

Debitul molar de absorbant se calculează prin bilanţ material în jurul coloanei

de absorbţie conturul 1 din figura 1;

(2.3)

Se calculează debitele parţiale ale componenţilor în fiecare flux la intrarea şi

ieşirea din coloană şi concentraţiile componenţilor în fracţii molare:

Debite şi concentraţii în fluxul de gaz bogat la intrarea în coloană:

gaz total

Debite şi concentraţii în fluxul de gaz sărac la ieşirea din coloană:

gaz sarac

gaz sarac

fracţii molare H2S

7

Debite şi concentraţii în absorbantul sărac la intrarea în coloană:

Cunoscând concentraţia soluţiei de amină (20% masă) se poate calcula debitul de

soluţie apoasă de DEA:

solutie DEA

solutie absorbant sarac

Solutie apoasa de DEA :

fracţii molare DEA

şi fracţii molare apă.

Debite şi concentraţii în absorbantul bogat la ieşirea din coloană:

H2S

8

solutie absorbant bogat

fracţii molare H2S

2.2 Bilanţul termic pe coloana de absorbţie

Bilanţul termic se efectuează pe conturul I din figura 2.1 şi are ca scop

determinarea temperaturii Tn din baza coloanei de absorbţie şi a temperaturii medii:

(2.4)

unde:

reprezintă debitul de gaz purtător (etan) la intrarea/ieşirea din coloană,

kg/h;

- entalpia în fază vapori a gazului purtător la temperatura Tn+1, respectiv

T1, kJ/h;

- debitul de H2S la intrarea/ieşirea din coloană, kg/h;

- entalpia în fază vapori a H2S temperatura T n+1, respectiv T1, kJ/h;

- debitul soluţiei de absorbant sărac, kg/h;

- entalpia în fază lichidă a absorbantului la temperatura T0, respectiv T n,

kJ/h;

- debitul de H2S absorbit, kg/h;

-entalpia în fază lichidă a H2S absorbit la temperatura T n, kJ/h;

Considerând că atât gazul purtător (etanul) cât şi soluţia de absorbant sărac au

aceeaşi compoziţie la intrarea şi ieşirea din coloană, se poate scrie:

(2.5)

9

(2.6)

unde: reprezintă căldura specifică medie izobară a gazului purtător, kJ/kgºC, care

se calculează cu relaţii din literatură [7, pg.139];

- căldura specifică medie a soluţiei de absorbant sărac, kJ/kgºC, care se citeşte

din grafice din literatură [7, pg.165];

- temperatura la vârful coloanei, care se estimează astfel: ;

- temperatura la baza coloanei, care se estimează astfel: .

De asemenea, ţinând seama de căldura de reacţie şi de faptul că debitul de

absorbant la ieşirea din coloană este foarte mic şi se poate neglija, relaţia (2.4) se reduce

la forma:

(2.7)

Din relaţia (2.7) se obţine:

(2.8)

Se presupun:

T1=25+6=31 0C

Tn=20+20=400C

se calculează cu următoarea relaţie la temperatura medie aritmetică între T1 şi Tn+1 ,

în kJ/kg·K

unde: A, B, C, D-constante specifice gazului purtător (etanul) şi care sunt tabelate în

literatură

A=12,0286∙102

B=3,25640

C= 0,74816∙10-3

D= -7,07198∙10-7

10

2,22 kJ/kg∙K

Căldura specifică medie a soluţiei de absorbant se citeşte din grafice din

literatură la temperatura medie aritmetică între T0 şi Tn, în kJ/kg·ºC:

kJ/kg·ºC;ΔHR =1910 kJ/kg se citeşte din tabele din literatură

rea

cționat

Rezultă:

Valoarea temperaturii în baza coloanei de absorbţie obţinută cu relaţia (2.8) este

în bună concordanţă cu valoarea presupusă şi deci calculul temperaturii se

consideră încheiat.

Se calculează temperatura medie pe coloană ca medie aritmetică între şi şi

se obţine .

2.3 Determinarea numărului de talere teoretice din coloana de absorbţie

Numărul de talere teoretice se determină prin metoda grafică simplificată, bazată pe

curba de echilibru pentru sistemul H2s-DEA la presiunea din coloană şi pe dreapta de

operare. Curba de echilibru X-Y se calculează pornind de la valorile presiunii parţiale H2S

citite din grafice de literatură pentru diferite valori de X şi la temperatura medie pe

coloana de absorbţie. Din legea lui Dalton se calculează fracţiile molare ale H2S care se

transformă în rapoarte molare Y.

Curba de echilibru X-Y se reprezintă în grafic semilogaritmic.

11

Dreapta de operare trece prin punctele definite de concentraţiile fluxurilor în

contracurent la extremităţile coloanei şi anume punctul A (X0, Y1) şi punctul B (Xn, Yn+1).

Concentraţia Xn se alege astfel încât prin plasarea corespunzătoare a punctului B să

rezulte un număr rezonabil de talere teoretice. Datorită faptului că valorile Y variază pe

un domeniu foarte mare, reprezentarea grafică exactă în coordonate rectangulare necesită

o dimensiune foarte mare a graficului pe ordonată. De aceea, în acest caz se apelează la

graficul semilogaritmic unde dreapta de operare devine o curbă de operare. Pentru

reprezentarea ei sunt necesare şi alte puncte intermediare în afara punctelor extreme A şi

B. Calculul lor se face cu ecuaţia dreptei de operare dând valori lui X între X0 şi Xn.

Tabelul 2.1

Calculul curbei de operare pentru coloana de absorbţie

X, kmoli H2S /kmol DEA

kmoli H2S /kmol gaz purtător,

(1.15)

X0=0,03 Y1=0,003

0,1 0,022

0,2 0,048

0,3 0,075

0,4 0,1

0,5 0,13

Xn=0,58 Yn+1=0,15

Tabelul 2.1

Calculul curbei de echilibru pentru coloana de absorbtie

X0=0,03 9,1∙

0,1

12

0,2 1,1∙

0,3 2,8∙

0,4

0,5 3∙

0,58 2∙

2.4 Dimensionarea coloanei de absorbţie

2.4.1 Diametrul coloanei de absorbţie

Coloana de absorbţie este prevăzută cu talere cu supape.

Pentru determinarea debitului volumic de gaz este necesar calculul masei molare medii cu

relaţia:

Densitatea fazei vapori la intrarea în coloană se calculează cu relaţia:

Densitatea soluţiei de DEA la ieşirea din coloană se citeşte din grafice din literatură: la

Tn = 39,5ºC şi 20%DEA .

Soluţie apoasă de DEA (apă+DEA+H2S):

13

Viscozitatea cinematică a soluţiei de DEA se citeşte din grafice din literatură,la Tn =39,5 si

20%DEA şi se obţine: .Viscozitatea dinamică a soluţiei de absorbant bogat se

calculează cu relaţia: .

FS = 0,7 factor de spumare;

FÎ= 0,5 factor de înecare;

S=0,6;

NP= 1 număr de pasuri ;

L=debit de lichid, m³/min ;

Vc=volumul corectat al vaporilor m³/s ;

Vmax=debitul maxim de vapori la condiţiile de temperatură şi presiune date, m³/s ;

vd =viteza lichidului în deversor, m³/s;

Vd= f(S) =f(0,6)= 0,118m/s

CAF=f( ,s)= f(7,37; 0,6)= 0,44

Vc= Vmax( ) =0,6∙( ) =0.037 m³/s

Diametrul coloanei de absorbţie se calculează cu relaţia:

14

2.4.2 Înălţimea coloanei de absorbţie

Înălţimea coloanei de absorbţie se calculează cu relaţia:

Îcol= (NR-1)∙S + Îvf + Îbz

Îvf = 1m; Îbz =1,5m.

Em=0,17-0,616log(10³ )=0,17-0,616log(10³∙1,3∙10 )=0,1

Em=

Îcol =(20-1)∙0,6+1+1.5=13,9 m

2.5 Calculul pierderilor de absorbant

La vârful coloanei de absorbţie au loc pierderi de absorbant datorită antrenărilor

cu gaz inert. Aceste pierderi se calculează cu relaţia:

,kmoli/h (2.20)

unde: LP -reprezintă debitul molar de absorbant (apă şi DEA) pierdut pe la vârful

coloanei de absorbtie , kmoli/h;

- debitul de gaz purificat de la vârful coloanei de absorbţie, kmoli/h;

xi - fracţia molară a componentului i prezent în amestecul absorbant;

Ki - constanta de echilibru a componentului i din amestecul absorbant la

temperatura şi presiunea de la vârful coloanei.

15

=3,60 kmoli/h

Pierderile din fiecare component al absorbantului sărac se calculează cu relaţiile

(2.21…2.22):

LPapă= (LP+ )yapă (2.21)

LPDEA= (LP+ )yDEA (2.22)

unde: yapă, yamină reprezintă fracţiile molare în fază vapori care se calculează cu relaţia de

echilibru: (2.23)

Fracţiile molare în fază vapori care se calculează cu relaţia (2.21):

fracţii molare

yDEA fracţii molare

Din relatia (2.21) rezulta :

kmoli/h=3,6∙18=64,8 kg/h apa

kg apa/ zi

Din relatia (2.22) rezulta :

kmoli/h∙105=

kgDEA/zi

Schema tehnologică a instalaţiei de eliminare a H2S va fi prevăzută cu vas de

completare pentru absorbant.

16

3 PROIECTAREA TEHNOLOGICA A COLOANEI DE STRIPARE

Striparea absorbantului bogat de la baza coloanei de absorbţie se face prin

fracţionare. Coloana de fracţionare are rolul de a regenera absorbantul care se recirculă la

coloana de absorbţie.

3.1 Bilanţul termic, regimul de temperaturi şi consumul de abur

Fluxurile din coloana de stripare şi concentraţiile lor sunt cele prezentate în figura 3.1:

In figura 3.1 semnificaţia simbolurilor

este:

L0 reprezintă fluxul absorbant, kmoli/h;

LR – refluxul, concentrat în apă, kmoli/h;

Xn-concentraţia H2S în absorbantul

bogat, kmoli H2S /kmol DEA;

X0-concentraţia H2S în absorbantul sărac,

kmoli H2S /kmol DEA;

Yb-concentraţia H2S în abur la ieşirea din

refierbător, kmoli H2S /kmol abur;

Yv-concentraţia H2S în abur la ieşirea din

coloană, kmoli H2S /kmol abur;

Figura 3.1. Fluxurile şi concentraţiile lor în coloana de stripare

Pentru determinarea temperaturii la vârful coloanei de desorbţie se pleacă de la

faptul că în condiţii de echilibru, presiunea parţială a aburului (componentul majoritar la

vârful coloanei) este egală cu presiunea de vapori a apei. Presiunea parţială este

dată de legea lui Dalton:

17

(3.1)

unde: reprezintă presiunea la vârful coloanei de desorbţie, bar (din datele de

proiectare);

- fracţia molară de abur calculată cu relaţia (3.2):

- debitul de reflux calculat cu relaţia (3.3):

(3.3)

R – raţia de reflux (din datele de proiectare);

- debitul de H2S absorbit, kmoli/h:

(3.2)

fracţii molare abur

- presiunea de vapori a apei la temperatura de vârf.

Temperatura la vârf se calculează cu relaţia lui Antoine:

(3.4)

unde: A, B, C reprezintă constantele lui Antoine pentru apă.

18

Temperatura în baza coloanei TB se estimează conform literaturii (vezi datele de

proiectare).

Temperatura refluxului TR se estimează conform literaturii (vezi datele de

proiectare).

Temperatura de intrare Tf a absorbantului bogat în coloană este egală cu

temperatura de ieşire după schimbul de căldură cu absorbantul sărac de la baza coloanei

de desorbţie, se alege Tf=80ºC conform indicaţiilor din literatură.

Temperatura medie pe coloană se calculează ca medie aritmetică între

temperatura din vârf şi temperatura din bază.

.

Presiunea medie se calculează ca medie aritmetică între presiunea din vârf şi

presiunea din bază (din datele de proiectare).

bar.

Pentru stabilirea sarcinii termice a refierbătorului, respectiv consumul de abur VB

se efectuează un bilanţ termic pe coloana de desorbţie conform conturului I din figura 2:

(3.5)

unde: reprezintă entalpia soluţiei de absorbant la temperatura Tf, kJ/kg;

- debitulde vapori de apă de la vârful coloanei, kg/h;

- entalpia vaporilor de apă la temperatura TV, kJ/kg;

- debitul de reflux (apă), kg/h ( = );

- entalpia refluxului la temperatura TR, kJ/kg;

- entalpia soluţiei de absorbant la temperatura din refierbător, kJ/kg.

Relaţia (3.5) se poate scrie ţinând seama de căldurile specifice:

(3.6)

Neglijând diferenţa de temperaturi (TV- Tf) se poate scrie:

(3.7)

19

Ţinând cont de relaţiile (3.6…3.7), relaţia (3.5) devine:

(3.8)

Debitele masice din relaţia (3.8) s-au calculat anterior.

- entalpia vaporilor de apă la temperatura TV=99ºC s-a citit din tabele din

literatură, kJ/kg;

- entalpia refluxului la temperatura TR=60ºC, s-a citit din tabele din literatură,

kJ/kg;

se citeşte din grafice din literatura în funcţie de temperatura medie

aritmetică între Tb şi TR şi concentraţia soluţiei de DEA.

se citeşte din tabele din literatură în funcţie de tipul absorbantului.

Cunoscând sarcina refierbătorului se poate calcula debitul de vapori VB:

, kmoli/h (3.9)

Pentru a calcula debitul de vapori VB cu relaţia (3.9) se calculează cu relaţia (3.10).

, kJ/h (3.10)

unde: -reprezintă căldura latentă de vaporizare a lichidului cu compoziţia vaporilor

VB în kJ/kg

- căldura latentă de vaporizare a apei la temperatura TB, kJ/kg;

- căldura latentă de vaporizare a aminei la temperatura TB, kJ/kg, din grafice din

literatură.

Fracţia molară a apei în vaporii VB la echilibru cu soluţia apoasă de amină se determină

astfel: pentru o soluţie de 20 % masă amină care conţine aşadar 80% masă în faza lichidă

se citeşte din grafice din literatură compoziţia în % masă a apei în fază vapori şi se

obţine 99%. Se transformă compoziţia fazei vapori din % masă în fracţii molare şi se

găseşte y=1 fracţii molare apă.

20

kJ/h (3.10)

(3.9)

3.2 Determinarea numărului de talere teoretice din coloana de stripare

Numărul de talere teoretice se determină prin metoda grafică simplificată bazată

pe curba de echilibru pentru sistemul H2S - DEA la presiunea din coloană şi pe dreapta de

operare. Curba de echilibru X-Y se calculează pornind de la valorile presiunii parţiale H2S

citite din grafice din literatură pentru diferite valori de X şi la temperatura medie pe

coloana de desorbţie. Dreapta de operare trece prin punctele definite de concentraţiile

fluxurilor în contracurent la extremităţile coloanei şi anume punctul A (Xn, Yf) şi punctul

B (X1, Yb). Concentraţia Yf se calculează cu relaţia:

(3.11)

kmol H2S/kmol abur

Concentraţia Yb se citeşte din curba de echilibru Y-X la valoarea lui X0=0,03 kmoli

H2S/kmol DEA (vezi graficul din anexa 2) şi se găseşte Yb=2,14·10-3 kmoli H2S/kmol

abur.

Concentraţia X1 de stabileşte prin bilanţ material pe conturul II din figura 2:

(3.12)

kmoli H2S/kmoli DEA

Pentru reprezentarea curbei de operare sunt necesare şi alte puncte intermediare în

afara punctelor extreme A şi B. Calculul lor se face cu ecuaţia dreptei de operare dând

valori lui X între X1 şi Xn . În calcul se va ţine seama că în zona de stripare debitul de

21

vapori scade liniar între VB şi VO, ceea ce înseamă că trebuie reprezentată grafic variaţia

debitului de vapori cu concentraţia X. Din acest grafic se citesc valorile lui V pentru

diferite valori ale lui X şi se introduc în ecuaţia dreptei de operare.

Tabelul 3.2

Calculul curbei de echilibru pentru coloana de desorbţie

0,03

0,1

0,2

0,3 2·10-1 1,43·10-1 1,7·10-1

0,4

0,5

0,58 9·10-1 6,4·10-1 1,77·100

Tabelul 3,3

Calculul curbei de operare pentru coloana de desorbţie

X,

kmoli H2S /kmol DEA kmoli H2S /kmol abur,

V

kmoli /h,

X1=0.038 361,53

0,1 330

0,2 290

0,3 260

0,4 230

0,5 180

22

Xn=0,58 156,89

Se reprezintă în acelaşi grafic, în coordonate X-Y, atât curba de echilibru cât şi curba de

operare şi se duc orizontale şi verticale pornind de la punctul B la punctul A. Numărul de

orizontale reprezintă necesarul de echilibre pentru absorbţia respectivă.

3.3 Dimensionarea coloanei de stripare

3.3.1 Diametrul coloanei de stripare

Coloana de desorbţie este prevăzută cu umplutură clasică, nestructurată (se aleg

inele Raschig de ceramică, de dimensiuni 25253 mm cu caracteristici recomandate de

literatură). Calculul diametrului se face după metodologia prezentată în subcapitolul

1.4.1, cu observaţia că sarcina maximă de vapori poate fi la vârful coloanei (

sau la baza coloanei (VB). Proprietăţile fazelor vapori şi lichid se calculează în condiţiile

de temperatură şi presiune din zona unde se face dimensionarea.

Calculul diametrului în zona superioară

Sarcina maximã de vapori este:

Masa molară medie a vaporilor de la vârful coloanei de desorbţie se calculează cu

relaţia:

Densitatea vaporilor se calculează cu relaţia:

23

Aplicând legea generală a gazelor se calculează debitul volumic de vapori:

Debitul maxim de lichid la vârful coloanei este:

Densitatea soluţiei de absorbant la temperatura Tf este: şi s-a citit din

literatură la temperatura Tf.

FS = 0.7 factor de spumare; FÎ= 0.5 factor de înecare;

S=0.6; NP= 1 număr de pasuri ;

L=debit de lichid, m³/min ;

Vc=volumul corectat al vaporilor m³/s ;

Vmax=debitul maxim de vapori la condiţiile de temperatură şi presiune date, m³/s ;

vd =viteza lichidului în deversor, m³/s;

Vd= f(S) =f(0.6)= 0,118m/s

CAF=f( ,s)= 0,41 s-a citit din grafic.

Vc= Vmax∙( ) =2,10∙( ) =0,062 m³/s

Se calculează debitul de soluţie de absorbant bogat :

L=

Diametrul coloanei de desorbţie se calculează cu relaţia:

24

Calculul diametrului în zona inferioarã

Sarcina maximã de vapori este:

Densitatea vaporilor se obţine din literatură la temperatura din bază,considerând că

vaporii sunt alcătuiţi numai din abur:

Aplicând legea generală a gazelor se calculează debitul volumic de vapori:

Debitul maxim de lichid la vârful coloanei este:

Densitatea soluţiei de absorbant la temperatura Tb este: şi s-a citit din

literatură.

CAF=f( ,s)= 0,41 s-a citit din grafic.

Vc= Vmax∙( ) =2,10∙( ) =0,0626 m³/s

L=

Diametrul coloanei de desorbţie se calculează cu relaţia:

25

3.3.2 Înălţimea coloanei de desorbţie

3.4 Calculul schimbului termic absorbant sărac-absorbant bogat

Conform schemei tehnologice din anexa 4 se observă că absorbantul sărac se

recirculă la vârful coloanei de absorbţie de la baza coloanei de fracţionare. Deoarece

absorbantul sărac iese din refierbătorul de la baza coloanei de fracţionare ca lichid la

punct de fierbere cu temperatura Tb şi trebuie să intre vârful coloanei de absorbţie la

temperatura To=25ºC, se impune ca acest flux termic să fie valorificat pentru a realiza

schimbul de căldură cu absorbantul bogat care iese de la baza coloanei de absorbţie cu

temperatura Tn şi care trebuie să intre ca flux de alimentare în coloana de stripare la

temperatura Tf a cărei valoare este recomandată de literatură. Temperatura Tx cu care iese

absorbantul sărac din schimbul de caldură se presupune şi verifică prin bilanţ termic pe

conturul I din anexa 4:

(2.14)

Deoarece în literatură nu există date de entalpii pentru soluţiile de amine, ci numai

date de călduri specifice:

(2.15)

(2.16)

26

Ţinând cont de relaţiile (2.15…2.16), relaţia (2.14) se poate scrie:

(2.17)

unde: reprezintă debitul soluţiei de absorbant sărac de la baza coloanei de

desorbţie, kg/h;

-debitul de absorbant bogat de la baza coloanei de absorbţie, kg/h;

- căldura specifică medie a soluţiei de absorbantului bogat, respectiv sărac,

kJ/kgºC, care se citeşte din grafice din literatură la temperatura medie aritmetică a

temperaturilor respective;

Tx – temperatura absorbantului sărac după schimbul de căldură cu absorbantul

bogat.

Înlocuim în relaţia anterioară şi obţinem:

3.5 Determinarea necesarului de apă de răcire la răcitorul suplimentar

Conform schemei tehnologice din anexa 4, în instalaţie există un răcitor

suplimentar al fluxului de absorbant sărac după ce acesta realizează schimbul de căldură

cu absorbantul bogat care are rolul de a răci absorbantul sărac de la temperatura la

temperatura .

Pentru calculul debitului de apă de răcire la răcitorul suplimentar se scrie relaţia

(2.18) de bilanţ termic pe conturul II, anexa 4:

(2.18)

Din relaţia (2.18) se obţine relaţia (2.19) cu care se calculează debitul de apă de

răcire:

(2.19)

unde: reprezintă entalpiile apei de răcire la temperatura de ieşire, respectiv de

intrare în kJ/kg;

27

- căldura specifică medie a soluţiei de absorbantului sărac, kJ/kgºC, care se

citeşte din grafice din literatură la temperatura medie aritmetică a temperaturilor

respective;

3.6 Determinarea necesarului de abur saturat la refierbător

Cunoscând sarcina refierbătorului coloanei de desorbţie se poate calcula şi debitul de

abur la refierbător:

unde: , reprezintă entalpia aburului/apei la intrarea/ieşirea în refierbător,

28

29

3.7 Automatizarea instalaţiei de eliminare a hidrogenului sulfurat

Prin automatizarea instalaţiei de eliminare a H2S prin absorbţie în soluţie apoasă

de DEA în cadrul acestui proiect, se înţelege:

implementarea structurilor de reglare a parametrilor de regim pe cele două coloane:

presiune la coloana de absorbţie;

presiune şi temperatură la coloana de desorbţie

implementarea structurilor de reglare a debitelor:

fluxului de gaz bogat la intrarea în coloana de absorbţie;

fluxului de absorbant sărac la intrarea în coloana de absorbţie;

fluxului de absorbant bogat la intrarea în coloana de desorbţie;

implementarea structurilor de reglare a nivelului:

la baza coloanei de absorbţie;

la baza coloanei de desorbţie;

în vasul de reflux.

Pentru obţinerea acestor deziderate se vor folosi cunoştinţele dobândite la cursul

de Automatizare a Proceselor Chimice şi literatura.

Figura 4.1 Schema automatizată a instalaţiei de eliminare a H2S

4 BIBLIOGRAFIE

1. ***PRO/II, Reference Manual;

2. Marinoiu, V., Paraschiv, N., Automatizarea proceselor chimice, vol. 2, Editura

Tehnică, 1992;

3. Reid, R.C.; Prausnitz, J.M., Properties of Gases and Liquids, vol.2

4. Robu, V. I., Procese şi Aparate de Separare în Industria Petrolului şi Petrochimie,

Editura Didactică şi Pedagogică, Bucureşti, 1968;

5. Şomoghi, V., ş.a., Proprietăţi fizice utilizate în calcule termice şi fluidodinamice,

U.P.G., Ploieşti, 1997;

6. Strătulă, C. Fracţionarea, Principii şi Metode de Calcul, Ed. Tehnică, Bucureşti, 1986;

7. Strătulă, C., Purificarea gazelor, Editura Ştiinţifică şi Enciclopedică, Bucureşti, 1984;

8. Suciu, G. C. (coordonator), Ingineria prelucrării hidrocarburilor, vol.1, editura

Tehnică, Bucureşti, 1977;

9. Suciu, G. C. (coordonator), Ingineria prelucrării hidrocarburilor, vol.3, editura

Tehnică, Bucureşti, 1987;

10. Taran, C., Strătulă, C., Procee difuzionale de separare, vol. 2, IPG, Ploieşti, 1979.

5 ANEXE

5.1 Anexa 1 – Determinarea numărului de talere teoretice prin metoda

grafică pentru coloana de absorbţie a H2S în soluţii apoase de DEA

5.2 Anexa 2 – Determinarea numărului de talere teoretice prin metoda

grafică pentru coloana de desorbţie a H2S din soluţii apoase de DEA

5.3 Anexa 3 – Variaţia debitului de abur de-a lungul coloanei de desorbţie

5.4 Anexa 4 – Schema tehnologică de eliminare a H2S