Proiect purificarea gazelor 2012

UNIVERSITATEA PETROL si GAZE- DIN PLOIEŞTIFACULTATEA: TEHNOLOGIA PETROLULUI ŞI PETROCHIMIESPECIALIZAREA: INGINERIA PROTECŢIEI MEDIULUI

PURIFICAREA GAZELOR INDUSTRIALE

PLOIEȘTI2013

UNIVERSITATEA PETROL Și GAZE- DIN PLOIEŞTI

FACULTATEA: TEHNOLOGIA PETROLULUI ŞI PETROCHIMIESPECIALIZAREA: INGINERIA PROTECŢIEI MEDIULUI

TEMA PROIECTULUI:

PROIECTUL TEHNOLOGIC AL UNEI INSTALAŢII DE ELIMINARE A HIDROGENULUI SULFURAT

DINTR-UN FLUX DE METAN PRIN ABSORBŢIE ÎN SOLUŢIE APOASĂ DE MEA

COORDONATOR STUDENTSef lucr. dr. ing. MIHAELA NEAGU

PLOIEȘTI2013

CUPRINS

2

1 TEMA PROIECTULUI.............................................................................................5

2 PROIECTAREA TEHNOLOGICĂ A COLOANEI DE ABSORBŢIE......................6

2.1 Calculul debitelor şi concentraţiilor în coloana de absorbţie...........................6

2.2 Bilanţul termic pe coloana de absorbţie.............................................................7

2.3 Determinarea numărului de talere teoretice din coloana de absorbţie...........8

2.4 Dimensionarea coloanei de absorbţie................................................................8

2.4.1 Diametrul coloanei de absorbţie......................................................................8

2.4.2 Înălţimea coloanei de absorbţie.......................................................................9

3 PROIECTAREA TEHNOLOGICA A COLOANEI DE DESORBȚIE.....................10

3.1 Bilanţul termic, regimul de temperaturi şi consumul de abur........................10

3.2 Determinarea numărului de talere teoretice din coloana de desorbție.........12

3.3 Dimensionarea coloanei de desorbție..............................................................13

3.3.1 Diametrul coloanei de desorbție....................................................................13

3.3.2 Înălţimea coloanei de desorbţie.....................................................................13

3.4 Calculul schimbului termic absorbant sărac-absorbant bogat......................13

3.5 Determinarea necesarului de apă de răcire la răcitorul suplimentar.............14

3.6 Calculul pierderilor de absorbant......................................................................15

4 EXEMPLU DE CALCUL.......................................................................................16

4.1 Proiectarea tehnologica a coloanei de absorbţie............................................16

4.1.1 Calculul debitelor şi concentraţiilor în coloana de absorbţie.....................16

4.1.2 Bilanţul termic pe coloana de absorbţie.......................................................18

4.1.3 Determinarea numărului de talere teoretice din coloana de absorbţie......19

4.1.4 Dimensionarea coloanei de absorbţie...........................................................20

4.2 Proiectarea tehnologică a coloanei de desorbție............................................21

4.2.1 Bilanţul termic, regimul de temperaturi şi consumul de abur....................21

4.2.2 Determinarea numărului de talere teoretice din coloana de desorbție......23

4.2.3 Dimensionarea coloanei de desorbție...........................................................24

4.2.4 Calculul schimbului termic absorbant sărac-absorbant bogat..................27

4.2.5 Determinarea necesarului de apă de răcire la răcitorul suplimentar.........27

4.2.6 Determinarea necesarului de abur saturat la refierbător............................27

4.2.7 Calculul pierderilor de absorbant..................................................................28

3

4.3 Automatizarea instalaţiei de eliminare a dioxidului de carbon......................28

5 BIBLIOGRAFIE....................................................................................................30

6 ANEXE..................................................................................................................31

6.1 Anexa 1 – Determinarea numărului de talere teoretice prin metoda grafică

pentru coloana de absorbţie a H2S în soluţii apoase de MEA...................................31

6.2 Anexa 2 – Determinarea numărului de talere teoretice prin metoda grafică

pentru coloana de desorbţie a H2S din soluţii apoase de MEA.................................33

6.3 Anexa 3 – Variaţia debitului de abur de-a lungul coloanei de desorbţie.......35

6.4 Anexa 4 – Schema tehnologică de eliminare a H2S.........................................36

6.5 Anexa 5 – Tema proiectului-Formularul Original..................................................37

4

PROIECTUL TEHNOLOGIC AL UNEI INSTALAŢII DE ELIMINARE A HIDROGENULUI SULFURAT DINTR-UN FLUX DE METAN PRIN

ABSORBŢIE ÎN SOLUŢIE APOASĂ DE MEA

1 TEMA PROIECTULUI

Să se întocmească proiectul tehnologic al unei instalaţii de eliminare a H2S prin absorbţie în soluţie apoasă de MEA.

Date de intrare:

Gazul impurificat: metanDebit de alimentare: 225.000 Nm3/ziConcentraţia H2S : intrare: 7% vol.

ieşire/grad de absorbţie: 98%Concentraţia soluţiei apoase de MEA: 15% masăGradul de încărcare al absorbantului sărac: X0 = 0,05 kmol H2S/kmol MEAParametrii de lucru in coloana de absorbţie:

Presiune: 4 barTemperatura de intrare gaz impurificat: 26 ºCTemperatura de intrare absorbant sărac: 30 ºC

Parametrii de lucru în coloana de desorbţie:Presiune la vârf: 1,2 barPresiune la bază: 1,4 barTemperatura în refierbător: 115 ºCTemperatura refluxului: 60ºCRaţia de reflux: 3:1

Tipul de colonă 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 Înăltimea şi diametrul celor două coloane Necesarul de utilităţi Pierderile de amină şi apă

Se va alcătui schema tehnologică şi de automatizare a instalaţiei

5

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 metan impurificat, hidrogenul sulfurat folosind ca absorbant soluţie apoasă de MEA 15% 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 (MEA), 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

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.

6

În continuare se calculează debitele parţiale ale componenţilor în fiecare flux la intrarea şi ieşirea din coloană şi concentraţiile componenţilor în fracţii molare.

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:

(1.1)

unde: reprezintă debitul de gaz purtător (metan) 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 (metanul) cât şi soluţia de absorbant sărac au aceeaşi compoziţie la intrarea şi ieşirea din coloană, se poate scrie:

(1.2)

(1.3)

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 [7, pg.141] şi de faptul că debitul de absorbant la ieşirea din coloană este foarte mic şi se poate neglija, relaţia (1.1) se reduce la forma:

(1.4)

Din relaţia (1.4) se obţine [7, pg.165]:

(1.5)

7

2.3 Determinarea numărului de talere teoretice din coloana de absorbţie

Numărul de talere teoretice se determină prin metoda grafică simplificată [4, pg.398; 7, pg.147; 9, pg.163; 10, pg.22] bazată pe curba de echilibru pentru sistemul H2S-MEA la presiunea din coloană şi pe aşa numita dreaptă de operare. Curba de echilibru X-Y se calculează pornind de la valorile presiunii parţiale H2S citite din grafice din literatură [7, pg.321] pentru diferite valori de X şi la temperatura medie pe coloana de absorbţie. Dreapta de operare trece prin punctele definite de concentraţiile fluxurilor în contracurent la extremităţile coloanei şi anume punctul A (Xo, Y1) şi punctul B (Xn, Yn+1). Concentraţia Xn se alege astfel încât prin plasarea corespunzătoare a punctului B să rezulte 3 talere teoretice. Datorită faptului că valorile Y variază pe un domeniu foarte mare, reprezentarea grafică exactă în coordonate rectangulare necesită o dimensiune mare a graficului pe ordonată. De aceea, în acest caz se apelează la graficul semilogaritmic unde dreapta de operare devine o curbă [7, pg.147]. 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 [7, pg.83] dând valori lui X între X0 şi Xn.

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.

2.4 Dimensionarea coloanei de absorbţie

2.4.1 Diametrul coloanei de absorbţie

Coloana de absorbţie este echipată cu talere cu supape, iar calculul diametrului se face conform metodologiei Glitsch, cu următoarele relaţii aplicate în condiţiile de regim şi de debite din baza coloanei de absorbţie:

(1.18)

(1.19)

(1.20)Relațiile (1.18-1.20) se aplică la baza coloanei de absorbție,iar semnificatia termenilor este: L-debitul maxim de absorbant bogat, m3/min;Vc-debitul maxim de gaz impurificat, m3/s, corectat cu relaţia:

(1.21)

8

Unde: V-debitul maxim de gaz, m3/s;𝝆v,l - densităţile fluxurilor de gaz şi de lichid, kg/m3, calculate în

condiţiile de temperatură şi presiune de la baza coloanei de absorbţie;NP - numărul de pasuri;FÎ - factorul de înecare. Se alege conform literaturii[1,8];FS - factorul de sistem. Se alege conform literaturii[1,8,9];CAF - coeficient de capacitate, se citeşte din grafice în funcţie de densitatea vaporilor şi distanţa între talere[1,8,9];vd - viteza lichidului în deversor, se alege conform indicaţiilor din literatură.[1]

2.4.2 Înălţimea coloanei de absorbţie

Înălțimea coloanei de absorbție echipată cu talere se calculează cu relatia [8]:

(1.22)

unde: NTR - numărul de talere reale din coloană,se calculează după calculul eficacității medie globală.În lipsa datelor generale de eficacitate Em sau a unor relații care să înglobeze efectul tuturor factorilor care influențează eficacitatea talerelor,se recomandă ca Em să se estimeze în jur de 15%[1-3,9];

s - distanţa între talere, se alege 0,6 m; Îv - înălţimea de la ultimul taler la vârful coloanei, se alege 1,0 m [8]; Îb - înălţimea de la baza coloanei la primul taler din bază, se alege 1,5 m[8]. Numărul real de talere din coloană se calculează cu relaţia:

(1.23)

9

3 PROIECTAREA TEHNOLOGICA A COLOANEI DE DESORBȚIE

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 MEA;X0-concentraţia H2S în absorbantul sărac, kmoli H2S /kmol MEA;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

10

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:

(2.1)

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

- fracţia molară de abur calculată cu relaţia (2.2):

(2.2)- debitul de reflux calculat cu relaţia (2.3):

(2.3)

R – raţia de reflux (din datele de proiectare);- debitul de H2S absorbit, kmoli/h:

- presiunea de vapori a apei la temperatura de vârf.

Temperatura la vârf se calculează cu relaţia lui Antoine:

(2.4)

unde: A, B, C reprezintă constantele lui Antoine pentru apă [3, pg.632].Temperatura în baza coloanei TB se estimează conform literaturii [7, pg. 176]

(vezi datele de proiectare).Temperatura refluxului TR se estimează conform literaturii [7, pg. 176] (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 estimează conform literaturii [7, pg. 176].

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).

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:

(2.5)

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 ( = );

11

- entalpia refluxului la temperatura TR, kJ/kg;

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

Relaţia (2.5) se poate scrie ţinând seama de căldurile specifice:

(2.6)

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

(2.7)

Ţinând cont de relaţiile (2.6…2.7), relaţia (2.5) devine:

(2.8)

Cunoscând sarcina refierbătorului se poate calcula debitul de vapori VB:

(2.9)

şi debitul de abur la refierbător GB:

(2.10)

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

în kJ/kg şi se calculează cu relaţia:

(2.11)

- căldura latentă de vaporizare a apei la temperatura TB, kJ/kg [5, pg. 169];

- căldura latentă de vaporizare a aminei la temperatura TB, kJ/kg [7, pg,175];

- fracţia molară a apei în vaporii VB la echilibru cu soluţia apoasă de amină [7, pg.175];

- entalpia aburului/apei la intrarea/ ieşirea în refierbător, kJ/kg [5,

pg.169].

3.2 Determinarea numărului de talere teoretice din coloana de desorbție

Numărul de talere teoretice se determină prin metoda grafică simplificată [7, pg.177] bazată pe curba de echilibru pentru sistemul H2S - MEA 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 [7, pg.321] 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:

(2.12)

Concentraţia Yb se citeşte din curba de echilibru X-Y la valoarea lui X0.

12

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

(2.13)

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 [7, pg.92] dând valori lui X între X1 şi Xn . În calcul se va ţine seama că în zona de stripare debitul de vapori scade liniar între VB şi VO [7, pg.179], 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.

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 desorbție

3.3.1 Diametrul coloanei de desorbție

Coloana de absorbţie este echipată cu talere cu supape, iar calculul diametrului se face conform metodologiei Glitsch .Calculul diametrului se face după metodologia prezentată în subcapitolul 2.4.1, cu observaţia că sarcina maximă de vapori poate fi la

vârful coloanei ( sau la baza coloanei (VB). În relaţiile (1.18-1.20) proprietăţile

fazelor vapori şi lichid se calculează în condiţiile de temperatură şi presiune din zona unde se face dimensionarea.

3.3.2 Înălţimea coloanei de desorbţie

Se calculează cu relaţia (1.22) după metodologia prezentată în subcapitolul 2.4.2,iar eficacitatea medie se considera 25%.

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=40ºC, 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 [7, pg.176]. Temperatura Tx

cu care iese absorbantul sărac din schimbul de caldură se presupune şi verifică prin bilanţ termic pe conturul I din anexa 4:

13

(2.14)

Deoarece în literatură nu există date de entalpii pentru soluţiile de amine, ci numai date de călduri specifice [7, pg.165]:

(2.15)

(2.16)

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 [7, pg.165];Tx – temperatura absorbantului sărac după schimbul de căldură cu absorbantul bogat.

În relaţia (2.17) temperaturile sunt cunoscute din subcapitolul 2.2, respectiv din datele de proiectare, iar temperatura se presupune. Această presupunere este verificată dacă membrul drept al relaţiei este egal cu cel stâng.

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

citeşte din grafice din literatură la temperatura medie aritmetică a temperaturilor respective [7, pg.165];

14

3.6 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 [7, pg.192]:

(2.20)

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

coloanei de absorbtie;

- 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.

Pierderile din fiecare component al absorbantului sărac se calculează cu relaţiile

(2.21…2.22):

LPapă= (LP+ )yapă (2.21)

LPamină= (LP+ )yamină (2.22)unde: yapă, yamină reprezintă fracţiile molare în fază vapori care se calculează cu relaţia de

echilibru: (2.23)

Schema tehnologică a instalaţiei de eliminare a H2S va fi prevăzută cu vas de completare pentru absorbant.

4 EXEMPLU DE CALCUL

15

4.1 Proiectarea tehnologica a coloanei de absorbţie

4.1.1 Calculul debitelor şi concentraţiilor în coloana de absorbţie

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

kmoli/h

Cunoscând concentraţia H2S în gazul bogat, respectiv a gazului purtător (metanul) se calculează debitul molar de H2S, respectiv de metan:

kmoli/h

kmoli/h.

Se calculează raportul molar :

(1.11)

kmoli H2S /kmol gaz purtător

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

(1.12)

Y1=(1-0.98)·0.0753=0.00151 kmoli H2S /kmol gaz purtător.

Concentratia H2S în absorbantul sărac se cunoaşte din datele de proiectare =0,05 kmoli H2S /kmol MEA, iar concentraţia se alege astfel încât la determinarea numărului de talere teoretice prin metoda grafică să rezulte un număr rezonabil de talere.

=0,6 kmoli H2S /kmol MEADebitul molar de absorbant se calculează prin bilanţ material în jurul coloanei

de absorbţie conturul 1 din figura 1;

(1.13)

Se calculează debitele parţiale ale componenţilor în fiecare flux la intrarea şi ieşirea din coloană şi concentraţiile componenţilor în fracţii molare:

16

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

G0=389,23 kmol/h=389,23·16=6227,68 kg/h

gaz total impurificat

Debite şi concentraţii în fluxul de gaz sărac la ieşirea din coloană:G0=6227,68kg/h

kg/h

H2S neabsorbit

gaz sărac

gaz sărac

fracții molare H2S

Debite şi concentraţii în absorbantul sărac la intrarea în coloană:L0=52,22kmoli/h·61=3185,45 kg/hCunoscând concentraţia soluţiei de amină (15% masă) se poate calcula debitul de

soluţie apoasă de MEA:Los=L0·100/15=3185,45·100/15=21236,33 kg/h soluţie MEASoluţia apoasă de MEA este alcătuită din 3185,45kg/h MEA şi 21236,33-3185,45=18050,88 kg/h apă=1002,83 kmol/h apă

H2S

soluție absorbant sărac

soluție absorbant sărac

fracţii molare MEA

şi xapa=1-xMEA=1-0.0495=0.951 fracţii molare apă.

Debite şi concentraţii în absorbantul bogat la ieşirea din coloană:

H2S

17

soluţie absorbant bogat

fracţii molare H2S

4.1.2 Bilanţul termic pe coloana de absorbţie

În relaţia (1.1) de bilanţ termic scrisă pentru conturul 1 din figura 1, introducând relaţiile (1.2…1.4) s-a obţinut relaţia (1.5) cu care se verifică temperatura care se

estimează astfel: . Din datele de proiectare se cunoaşte :

Tn+1=26°C și se estimează Tn=Tn+1+23=49°C.

Pentru aplicarea relaţiei (1.5) trebuie estimată şi temperatura , astfel: .

Deci , T1=30+4=34°C.Debitele implicate în relaţia (1.5) au fost calculate în subcapitolul 4.1.1 şi sunt:

G0=389,23kmoli/h=6227,68kg/hLos=21236,33 kg/h soluţie MEA

= kg/h H2S reacţionat.

În relaţia (1.5) se calculează cu relaţia (1.14) [5, pg.139] la temperatura medie

aritmetică între şi , în kJ/kgC:

(1.14)

unde: A, B, C, D- constante specifice gazului purtător (metanul) şi care sunt tabelate în literatură [5, pg. 139…147];Aplicând relaţia (1.14) se obţine:

Kj/Kg K

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

literatură [7, pg. 165] la temperatura medie aritmetică între şi , în kJ/kgºC:

kJ/kg∙ ºC:.

=1910 kJ/kg MEA se citeşte din tabele din literatură [7, pg. 141]Aplicând relaţia (1.5) se obţine:

18

Valoarea temperaturii în baza coloanei de absorbţie obţinută cu relaţia (1.5) este în bună concordanţă cu valoarea presupusă Tn=49 ºC şi deci calculul temperaturii se consideră încheiat.

Se calculează temperatura medie pe coloană ca medie aritmetică între şi şi se obţine Tm=41,5 ºC.

4.1.3 Determinarea numărului de talere teoretice din coloana de absorbţie

Numărul de talere teoretice se determină prin metoda grafică simplificată [4, pg.398; 7, pg.147; 9, pg.163; 10, pg.22] şi se parcurg următoarele etape:1. La temperatura medie pe coloană şi pentru valori de X cuprinse între X0 şi Xn se citesc

din grafice din literatură [7, pg.321] valorile presiunii parţiale H2S. Din legea lui Dalton se calculează fracţiile molare ale H2S care se transformă în rapoarte molare Y. Curba de echilibru Y-X se reprezintă în grafic semilogaritmic.

2. Din calculele anterioare se fixează coordonatele punctelor prin care trece dreapta de operare: A (0,05; 0,00151) şi B (0,6; 0,0753). Abcisa punctului B (Xn) se alege prin încercări succesive astfel încât să se obţină 2-3 talere teoretice.

3. Se alege Xn=0,6 kmoli H2S /kmol MEA şi se calculează debitul de absorbant cu relaţia (1.13)Pentru reprezentarea dreptei de operare în grafic semilogaritmic sunt necesare şi alte

puncte intermediare în afara punctelor extreme A şi B. În ecuaţia dreptei de operare [7, pg.83] se dau valori lui X între X0 şi Xn şi se calculează valorile lui Y:

Tabelul 4.1Calculul curbei de echilibru pentru coloana de desorbţie(P=4 bar)

X, Y

0,05 9∙10-5 2,25∙10-5 2,25∙10-5

0,1 4∙10-4 1∙10-4 1∙10-4

0,2 3∙10-3 7,5∙10-4 7,5∙10-4

0,3 6∙10-3 1,5∙10-3 1,5∙10-3

0,4 1∙10-2 2,5∙10-3 2,5∙10-3

0,5 2∙10-2 5∙10-3 5∙10-3

0,6 5∙10-2 1,25∙10-2 1,27∙10-2

19

Tabelul 4.2Calculul curbei de operare pentru coloana de absorbţieX, kmoli H2S/kmol MEA

kmoli H2S/kmol gaz purtător, (1.15)

X0=0,05 Y1=1,51×10-3

0,1 8,2×10-3

0,2 2,2×10-2

0,3 3,5×10-2

0,4 4,8×10-2

0,5 6,2×10-2

Xn=0,6 Yn+1=7,53×10-2

4. 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. S-a obţinut 1,6 talere teoretice (vezi graficul din anexa 1).

4.1.4 Dimensionarea coloanei de absorbţie4.1.4.1 Diametrul coloanei de absorbţie

Coloana de absorbţie este echipată cu talere cu supape, iar calculul diametrului se face conform metodologiei Glitsch, cu relaţiile (1.18..1.20) aplicate în condiţiile de regim şi de debite din baza coloanei de absorbţie.Debitele implicate în relaţiile din partea teoretică au fost calculate anterior, şi anume:

kg/h gaz impurificat

kg/h soluție absorbant bogatMasa molara medie a gazului bogat se calculează cu relaţia(2.4):

(2.4)

kg/kmolDensitatea vaporilor se calculează cu relaţia (2.5):

(2.5)

kg/

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

/s

Densitatea soluţiei de MEA 15% masă la ieşirea din coloană se citeşte din grafice din literatură [2] la temperatura din bază: kg/

20

Se calculează debitul maxim de vapori corectat:

/s

Se calculează debitul volumic de soluţie de absorbant:

/min

Din grafice din literatură [2] se citeşte CAF pentru şi s = 0,6 m şi se obţine CAF = 0,42 şi pentru s = 0,6 m se obţine vd = 0,05.NP=1, FÎ=0,6 și FS=0,73

m

4.1.4.2 Înălțimea coloanei de absorbţie

Numărul real de talere din coloană se calculează cu relaţia(1.23):

(1.23)

talere teoretice

4.2 Proiectarea tehnologică a coloanei de desorbție

4.2.1 Bilanţul termic, regimul de temperaturi şi consumul de abur

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 conform relaţiei (2.1). Pentru aplicarea relaţiei (2.1) este necesară cunoaşterea fracţiei molare de abur calculată cu relaţia (2.2). Debitul de reflux este calculat cu relaţia (2.3): LR=328,72=86,16 kmoli/h =86,16 18=1550,88 kg/h apă

yabur= fracţii molare abur

21

pH2S=1.20.75=0.9 bar=0.9750=675mmHg=

Temperatura la vârf se calculează cu relaţia (2.4) a lui Antoine:

=>Tv=97°C

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 [7, pg. 176].

Temperatura medie pe coloană se calculează ca medie aritmetică între temperatura din vârf şi temperatura din bază (din datele de proiectare): .

Presiunea medie se calculează ca medie aritmetică între presiunea din vârf şi presiunea din bază (din datele de proiectare): bar.

Se calculează sarcina termică a refierbătorului cu relaţia (2.8):

QB=21236,334,1(115-80)+1550,88(2675,21-251,1)+976,521910= =8672070,27 kJ/h

Debitele masice din relaţia (2.8) s-au calculat anterior.

- entalpia vaporilor de apă la temperatura TV=97 ºC s-a citit din tabele din

literatură [5, pg. 169], kJ/kg;

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

[5, pg. 169], kJ/kg;se citeşte din grafice din literatură [7, pg. 165] în funcţie de temperatura

medie aritmetică între Tb şi TR şi concentraţia soluţiei de MEA. se citeşte din tabele din literatură [7, pg. 165] în funcţie de tipul

absorbantului.

Pentru a calcula debitul de vapori VB cu relaţia (2.9) se calculează cu relaţia (2.11).

Fracţia molară a apei în vaporii VB la echilibru cu soluţia apoasă de amină se determină astfel: pentru o soluţie de 15 % masă amină care conţine aşadar 85% masă în faza lichidă se citeşte din grafice din literatură [7, pg.175] compoziţia în % masă a apei în fază vapori. Se transformă compoziţia fazei vapori din % masă în fracţii molare şi se găseşte y=0,997 fracţii molare apă.

kJ/h

- căldura latentă de vaporizare a apei la temperatura TB, kJ/kg [5, pg. 169];

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

din literatură [7, pg,175].

22

kg/h=232,14 kmoli/h

23

4.2.2 Determinarea numărului de talere teoretice din coloana de desorbție

Numărul de talere teoretice se determină prin metoda grafică simplificată [7, pg.177] bazată pe curba de echilibru pentru sistemul H2S- MEA la presiunea din coloană şi pe dreapta de operare. Curba de echilibru Y-X se calculează pornind de la valorile presiunii parţiale H2S citite din grafice din literatură [7, pg.321] 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 (2.12):

kmoli H2S /kmol abur

Concentraţia Yb se citeşte din curba de echilibru Y-X la valoarea lui X0=0,05 kmoli H2S /kmol MEA (vezi graficul din anexa 2) şi se găseşte Yb=0,0022 kmoli H2S /kmol abur.

Concentraţia X1 se calculează cu relaţia (2.13):

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 [7, pg.92] dând valori lui X între X1 şi Xn:

Tabelul 4.3Calculul curbei de echilibru pentru coloana de desorbţie(P=1.3bar)

X, Y,

0,05 2,2∙10-3

0,1 *1,7∙10-2

0,2 *8,1∙10-2

0,3 *1,6∙10-1

0,4 *2,2∙10-1

0,5 *2,9∙10-1

0,6 *4∙10-1

(*)Modificate cu acordul doamnei profesoare.

Tabelul 4.4Calculul curbei de operare pentru coloana de desorbţie

X, kmoli H2S/kmol MEA kmoli H2S/kmol abur

Vkmoli /h,

X1=0,0598 YB=2,2∙10-3 232,140,1 1,2∙10-2 2200,2 4,1∙10-2 1900,3 7,8∙10-2 1650,4 1,29∙10-1 1400,5 2,07∙10-1 112.50,6 3,33∙10-1 86,16

În relaţia (2.22) se va ţine seama că în zona de stripare debitul de vapori scade liniar între VB şi VO [7, pg.179]. S-a reprezentat grafic variaţia liniară a debitului de vapori cu concentraţia X între punctele de coordonate A(0,0598; 232,14) şi B(0,6; 86,16) (vezi graficul din anexa 3). Din acest grafic se citesc valorile lui V pentru diferite valori ale lui X cuprinse între X1 şi Xn şi se introduc în ecuaţia dreptei de operare.

Se reprezintă în acelaşi grafic, în coordonate Y-X, 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 şi s-a obţinut 10 talere teoretice.

4.2.3 Dimensionarea coloanei de desorbție4.2.3.1 Diametrul coloanei de desorbție

Calculul diametrului se face conform metodologiei Glitsch, aplicând relaţiile cunoscute pe rând la vârful şi la baza coloanei de stripare.

Calculul diametrului în zona superioară Sarcina maximă de vapori este:

kmol/h

Debitul maxim de lichid este: kg/hMasa molara medie a gazului bogat se calculează cu relaţia(2.4):

(2.4)

fracții molare

kg/kmol

Densitatea vaporilor se calculează cu relaţia (2.5):

(2.5)

kg/

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

/s

Densitatea soluţiei de MEA 15% masă la ieşirea din coloană se citeşte din grafice din literatură [2] la temperature Tf=80 : kg/


/s


/min


m

Calculul diametrului în zona inferioarăSarcina maximă de vapori este:

kg/h

Debitul maxim de lichid este: kg/hDensitatea vaporilor se citeşte din literatură [1] la temperatura de 115 , considerând că vaporii sunt alcătuiţi numai din abur: kg/m ,

Se calculează debitul volumic de vapori:

/s

Densitatea soluţiei de MEA 15% masă la ieşirea din coloană se citeşte din grafice din literatură [2] la temperature de 115 : kg/


/s


/min


m

Deoarece diferenţa între diametrul zonei superioare şi cel al zonei inferioare nu este mai >0,2, întreaga coloana se construiește cu diametrul zonei inferioare.

4.2.3.2 Înălţimea coloanei de desorbţie

Înălţimea coloanei de absorbţie se calculează cu relaţia (1.22):

(1.22)Eficacitatea medie globală se estimează ca fiind 25%.

talere teoretice

Îc=(40-1)0,6+1+1,5=25,9 m

4.2.4 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=30ºC, 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=80ºC (valoare aleasă conform indicaţiilor din literatură [7, pg. 176]. Temperatura cu care iese absorbantul sărac din schimbul de caldură presupune ca fiind Tx=82ºC şi se verifică cu relaţia (2.17):

2511597,6=2537405,6unde: reprezintă debitul absorbant sărac de la baza coloanei de desorbţie;

-debitul de absorbant bogat de la baza coloanei de absorbţie;

- căldura specifică medie a absorbantului bogat, respectiv sărac, kJ/kgºC, care se citeşte din grafice din literatură la temperatura medie aritmetică a temperaturilor respective [7, pg.165];În relaţia (2.17) temperaturile sunt cunoscute din subcapitolul 1.2,

respectiv din datele de proiectare. Temperatura Tx=84ºC presupusă s-a verificat deoarece relaţia (2.17) s-a verificat în limita unei erori impuse (<2%).

4.2.5 Determinarea necesarului de apă de răcire la răcitorul suplimentar

Necesarul de apă de răcire la răcitorul suplimentar se calculează cu relaţia (2.19) considerând că apa intră cu temperatura de 28ºC şi iese cu 40ºC:

=85551,42 kg/h

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

intrare în kJ/kg [5, pg. 169];- căldura specifică medie a soluţiei de absorbantului sărac, kJ/kgºC, care se

citeşte din grafice din literatură la temperatura medie aritmetică a temperaturilor respective [7, pg.165];

4.2.6 Determinarea necesarului de abur saturat la refierbător

Debitul de abur la refierbător GB se calculează cu relaţia (2.10) considerând că se foloseşte abur de 6 bar şi temperatura de 160ºC:

kg/h

=3507,45 kg/h

- entalpia aburului/apei la intrarea/ ieşirea în refierbător din tabele din literatură

[5, pg.170], kJ/kg.

4.2.7 Calculul pierderilor de absorbant

gaz sărac

fracții molare fracții molare

fracții molare

fracții molare

kmol/h

Pierderile din fiecare component al absorbantului sărac se calculează cu relaţiile:

Lp MEA= (Lp+G1)∙yMEA ; (1.25)

Lp apă=(Lp+G1)∙yapă (1.26)

kg/h apăkg/h MEA

4.3 Automatizarea instalaţiei de eliminare a dioxidului de carbon

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

de MEA 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 [2, pg.218].

Figura 4.1 Schema automatizată a instalaţiei de eliminare a H2S

5 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.

6 ANEXE

6.1 Anexa 1 – Determinarea numărului de talere teoretice prin metoda grafică pentru coloana de absorbţie a H2S în soluţii apoase de MEA

Anexa 1

6.2 Anexa 2 – Determinarea numărului de talere teoretice prin metoda grafică pentru coloana de desorbţie a H2S din soluţii apoase de MEA

Anexa 2

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

Anexa 3

6.4 Anexa 4 – Schema tehnologică de eliminare a H2S

Anexa 4

6.5 Anexa 5 – Tema proiectului-Formularul Original

Anexa 5

Proiect purificarea gazelor 2012

Documents

Transcript of Proiect purificarea gazelor 2012