содержание

Таблица 2

Таблица 3

Таблица 4

Таблица 5

Точка росы для воды – 20^о

Таким образом, предварительный проект, который основан на очистке газа от серы, осушки и установки точки росы для углеводородов методом Джоуль-Томпсоновского расширения, также согласуется с этой долгосрочной потребностью. Недостаток такого процесса имеет две стороны. Во-первых, при установке точки росы методом расширения получается сжиженный нефтяной газ – нежелательный продукт на ранней стадии эксплуатации, его производство увеличивается пропорционально объемам отгруженной продукции. Во-вторых, при этом падает давление газа и, таким образом, в долгосрочной перспективе появляется необходимость капиталовложений в компрессоры отгружаемого газа.

Привлекательной альтернативой для данной схемы является процесс абсорбции на силикагеле для одновременного осушения и установки точки росы для углеводородов. Газ из ловушки СД может очищаться без необходимости установки компрессоров для отгрузки готовой продукции. При такой технологии сжиженный нефтяной газ не производится. В настоящее время рассматривается возможность замены существующей схемы контроля точки росы на такую технологию, как на более предпочтительный вариант для будущего проекта отгрузки газа.

Установка очистки газа от серы (как от меркаптанов, так и сероводорода) основана на абсорбции с использованием селективного растворителя на основе метилдиэтиламина (LE 701фирмы Юнион Карбайд Кемикалз (UnionCarbideChemicals)). Данная технология уменьшит объемную концентрацию Н₂ S до 4 р.р.т. (по техническим условиям она должна быть 13 р.р.т.), а объемную концентрацию меркаптановой серы – до величины меньше, чем 25 р.р.т. Дополнительная установка окончательной адсорбции не требуется. Избирательность процесса уменьшает требуемый размер установки по производству серы и минимизирует эксплуатационные затраты, поскольку одновременная абсорбция СО₂ минимизируется.

Содержание кислого газа в серосодержащем газе сырья минимизируется тем, что очистке подвергается только газ с месторождения. Рециркуляция газа из верха аппарата стабилизации неприемлема, так как уровень содержания серы в таком потоке относительно высокий. Возможность отложить монтаж установки производства серы и оборудования по ее транспортировке и хранению также находится в процессе рассмотрения. Эта цель может быть достигнута путем рециркуляции серосодержащего газа из верха аппарата регенерации в компрессоры испарившегося газа на установке стабилизации конденсата. Такое решение увеличит абсорбцию сероводорода в сжиженном нефтяном газе, производимом в газовом холодильнике низкого давления (НД), и увеличит нагрузку на установку ректификации сжиженного природного газа. Другим решением было бы сжатие газа верхней части аппарата регенерации 4,5 МПа и объединение его с серосодержащим газом для закачки в пласт. Это потребовало бы установки дополнительного технологического аппарата дегидратации серосодержащего газа.

Для удаления конденсата отфильтрованный газ с ловушки газовых пробок СД подается на входной сепаратор. Пары из этого сепаратора поступают на нижний лоток установки абсорбции, а вся отделившаяся жидкость поступает в подающуюся емкость линии стабилизации конденсата.

Бедный метилдиэтиламин подается на третий лоток установки абсорбции. Поток метилдиэтиламина под действием силы тяжести проходит через колонку и абсорбирует почти весь Н₂ S и меркаптаны из газового потока. Два лотка с барботажными колпачками вверху абсорбционной колонны используются для долива воды и служат для промывки очищенного от серы газа, выходящего из верха колонны. Очищенный от серы газ охлаждается, а вся жидкость, присутствующая в выходном сепараторе метилдиэтиламина сбрасывается в емкость мгновенного испарения установки регенерации метилдиэтиламина.

Обогащенный метилдиэтаноламин из аппарата абсорбции выходит через клапан контроля уровня и поступает в емкость мгновенного испарения, где абсорбированный метан удаляется методом испарения. Испарившийся газ для абсорбции всего оставшегося газа Н₂ S контактирует с попутным потоком обедненного метилдиэтаноламина в насадочной колонне в верхней части аппарата. Жидкие углеводороды формируют в емкости мгновенного испарения слой, расположенный сверху раствора метилдиэтаноламина и могут быть удалены путем пропускания над водосливом для углеводородов. Жидкие углеводороды утилизируются через систему некондиционной нефти.

Обогащенный метилэтаноламин затем нагревается обедненным амином, выходящим из установки регенерации, и вводится в колонну на пятый лоток. Н₂ S удаляется из потока обогащенного метилдиэтаноламина горячими парами, полученными в ребойлере путем нагревания паром НД.

Обедненный метилдиэтаноламин выходит из ребойлера после охлаждения потоком обогащенного метилдиэтаноламина попадает в расширительный резервуар. Перед тем, как обедненный метилдиэтаноламин возвращается в аппарат абсорбции, он закачивается в охладитель воздуха. Для работы в летний период может потребоваться балансированное водяное охлаждение. Для непрерывной очистки циркулирующего потока метилдиэтаноламина попутный поток обедненного метилдиэтаноламина поступает на патронный фильтр и на угольный фильтр. Чистый попутный поток обеспечивает поток промывочного раствора в насадочную колонну аппарата мгновенного испарения.

Газ из верхней части колонны установки регенерации метилдиэтаноламина подается на линию отделения серы. Можно рассмотреть рецикуляцию этого потока.

Испарившийся газ предназначен для использования в качестве топлива. Однако, уровень содержания в нем меркаптана может оказаться слишком высоким. Если это окажется так, то давление в аппарате мгновенного испарения может быть установленного на уровне 1 МПа, и тогда этот газ будет направляться на вход компрессоров испарившегося газа установки стабилизации конденсата.

2.2.1 Производство и хранение серы

Кислый газ, полученный на установке регенерации метилдиэтаноламина линии очистки газа от серы, очищается для получения чистой серы и для обеспечения соблюдения нормативов Республики Казахстан по выбросам в атмосферу. Основными компонентами этой системы являются следующие установки:

- установка производства серы;

- установка очистки хвостовых газов;

- установка дегазации жидкой серы;

- установка формирования серы;

- оборудование отгрузки и хранения серы.

Кислый газ обрабатывается на установках производства серы и обработке хвостового газа. Установка серы представляет из себя установку Клауса (Claus) с тремя каталитическими ступенями. Примерно одна треть поступающего в сырье Н₂ S окисляется до образования SO₂ и воды. После этого SO₂ с оставшимся Н₂ S образует элементарную серу и водяные пары.

Хвостовой газ с установки Клауса поступает на очистку для окончательного отделения серы на 99,5% (гарантированный минимум 99,4%). При расчете производства серы учитывались потери серосодержащего пара на последней стадии обработки при сжигании в печи перед дымовой трубой.

Полученная жидкая сера дегазируется на установке производства серы и затем, чтобы обеспечить удобство при отгрузке и транспортировании, гранулируется на установке формирования серы.

2.3 Разработка технологии очистки природного газа КНГКМ

В последнее десятилетие, после приобретение Казахстаном суверенитета, нефтегазовая отрасль промышленности очень бурно развивается. Правительством Республики Казахстан ведется постоянная работа по привлечению в эту отрасль новых инвестиций. Привлечение инвестиций в разведку, добычу и транспортировку конденсата приведет к увеличению объема добычи нефти, газа и конденсата.

Известно, что все крупные залежи нефти, газа и конденсата (Тенгиз, Карачаганак и др.) наряду с основным компонентом содержат повышенное количество кислых компонентов, в частности, сероводород.

Наличие кислых компонентов в составе добываемой продукции создает определенные сложности в их транспортировании и переработке, вызывая коррозию трубопроводов и оборудования. Наряду с этим при транспортировке сырой продукции покупателям (перерабатывающим заводам за пределами Республики Казахстан) достается ценнейшее сырье для получения товарной серы.

Хотя Карачаганакское месторождение газа и конденсата находится на территории Бурлинского района Западно-Казахстанской области, потребители газа этого региона получают газ из Российской Федерации, что приводит к увеличению цены на газ. Карачаганак, при развитии собственной инфраструктуры и создании собственных очистных и перерабатывающих мощностей, может обеспечивать регион собственным газом.

Создание очистной установки газа от сероводорода позволило бы снизить объем вредных выбросов в локальном характере (выброс SO₂ при сжигании Н₂ S на факеле) и уменьшить риск попадания Н₂ S в окружающую природную среду во время аварийных ситуаций при транспортировке газа и конденсата по трубопроводам.

Также при извлечении сероводорода казахстанские нефтяники и газовики получили бы еще одно ценное сырье для производства и получения готовых продукций для нужд промышленности (Н₂ SO₄ , элементарная сера и др.). Получение еще одной готовой продукции дало бы новый источник увеличения прибыли отечественных производителей.

2.3.1 Выбор метода очистки

При выборе метода очистки окончательным критерием является величина приведенных затрат, зависящих в основном от энергетических и капитальных затрат. Однако такой выбор во многих случаях труден, что объясняется влиянием на экономические показатели трех групп факторов:

1) внешние технологические параметры процесса /8/ - состав, давление и температура очищаемого газа, требуемая степень очистки, параметры энергоресурсов (давление пара, наличие отбросного тепла), возможность использования вторичных энергоресурсов и т.д., то есть факторы, независящие от аппаратурно-технологического оформления процесса очистки;

2) внутренние параметры процесса – расход тепла, электроэнергии, растворителя, отходы, тип и вес аппаратуры, а также их зависимость от параметров исходного газа и степени очистки, то есть параметры, на которые влияет аппаратурно-технологическое оформление процесса очистки.

3) экономические факторы – цены на энергоресурсы, сырье, отходы, аппаратуру, а также дефицитность каких-либо видов сырья (растворителей и др.) и энергии.

Таким образом, выбор процесса должен осуществляться только после детального технологического, термодинамического и технико-экономического анализа.

Особенности газоочистных и газоперерабатывающих установок выдвигают ряд требований к их проектированию:

большой диапазон устойчивой работы (отношение максимально и минимально допустимых нагрузок по газу и жидкости) оборудования;

получение кондиционной товарной продукции при изменении параметров сырья в широком интервале;

возможность использования оборудования в широком интервале давления и температуры. Это важно как ввиду влияния температуры окружающей среды на параметры процесса, так и из-за необходимости компенсации влияния изменения одного параметра (Р или t) на показатели процесса, за счет повышения или понижения значения другого параметра.

При определении области предположительного использования различных способов очистки для газов, в которых соотношение СО : Н₂ S более 3-3,5, следует использовать методы, основанные на физической абсорбции Н₂ S. При выборе того или иного поглотителя необходимо учитывать не только способность растворять углеводородные газы, летучесть, дефицитность, селективность по отношению к Н₂ S, емкость по нему, упругость паров сернистых соединений в конкретном поглотителе. При минимальных теплотах растворения можно достичь максимальных соотношений Н₂ S : СО₂ , при которых энергетически целесообразно проводить процесс очистки физическими поглотителями. Согласно физико-химической природе поглотителей, с уменьшением теплоты растворения увеличивается упругость паров увлекаемого компонента над раствором, что видно из следующей термодинамической зависимости:

(2.1)

где К – константа Генри газа в растворителе;

А – коэффициент, зависящий от давления и температуры;

∆Н – теплота растворения газа;

R – универсальная газовая постоянная;

Т – температура растворения.

Уравнение (2.1) показывает, что с увеличением теплоты растворения уменьшается константа Генри (растет растворимость), а это в конечном итоге приводит к повышению степени очистки или понижению расхода абсорбента. В связи с этим не во всех случаях целесообразно стремиться к выбору абсорбента с минимальной теплотой растворения сернистых соединений.

Необходимо учитывать селективность поглотителя. Это связано с тем, что соотношение СО₂ : Н₂ S в исходном газе характеризует кислые газы регенерации. Поэтому чем выше селективность, тем большую область охватывают методы очистки физической абсорбцией. Следовательно, при выборе физического поглотителя необходимо решать оптимизационную задачу с учетом перечисленных показателей.

Результаты опытных работ показали, что такие нежелательные компоненты, как Н₂ S и СО₂ , органические соединения, присутствующие в составе природного газа Карачаганакского месторождения, хорошо поглощаются метанолом, особенно при низких температурах /8, 9, 10/.

Предлагаемая в данной работе технология очистки газа основана на процессе одновременного удаления кислых компонентов. Как сказано выше, эти вещества хорошо абсорбируются метанолом, особенно при низких температурах и повышенных давлениях, а при понижении давления легко удаляются из насыщенного раствора.

Зависимость растворения СО₂ и Н₂ S в метаноле от температуры при различных давлениях приведена на рисунках 4 и 5, из которых видно, что растворимость Н₂ S в метаноле выше растворимости СО₂ в нем. Это позволяет осуществлять селективное их разделение. Наличие в метаноле СО₂ снижает растворимость Н₂ S на 10-15%. Растворимость органических сернистых соединений в метаноле также велика. Расход тепла на процесс весьма невелик, так как поглотительный растворитель охлаждается вследствие снижения давления на ступени регенерации, а поступающий газ охлаждается с широким использованием теплообмена с отходящими потоками очищенного газа и извлекаемых компонентов газа.

К основным преимуществами этого процесса следует отнести:

а) значительное снижение расхода энергии по сравнению с другими методами очистки (например, абсорбция этаноламинами);

б) высокая степень очистки от сернистых соединений в присутствии СО₂ ;

1 – Р_{Н 2S} = 53 кПа; 2 - Р_{Н 2S} = 40 кПа; 3 - Р_{Н 2S} = 26,7 кПа

4 - Р_{Н2 S} = 17,3 кПа; 6 - Р_{Н2 S} = 6,67 кПа

Рисунок 4. Влияние температуры растворимость Н₂ S в метаноле

1 – при минус 26^о С; 2 – при минус 36 ^о С;

3 – при минус 45 ^о С; 4 – при мину 60 ^о С.

Рисунок 5. Изотермы растворимости СО₂ в метаноле

в) одновременная осушка от влаги и очистка от тяжелых углеводородов.

Наряду с положительными качествами предлагаемому процессу присущи недостатки:

а) сложность технологической схемы;

б) сравнительно большие потери метанола с очищаемым газом;

в) нежелательно высокая растворимость углеводородов в метаноле, особенно при низких температурах.

2.3.2 Предлагаемая технологическая схема очистки природных газов КНГКМ от кислых газов

Природный газ КНГКМ с высоким содержанием кислых газов после предварительной переработки на установке промысловой подготовки газа, в соответствии с рисунком 9, со скоростью 15,85 м³ /сек и давлением 2,3-2,45 МПа и концентрацией 914 ∙ 10^-3 кг/м³ направляется на первую стадию охлаждения, где газ охлаждается до температуры плюс 3^о С. На этой стадии конденсируется основная часть тяжелых газов и водяных паров, далее газ проходит вторую стадию охлаждения, здесь газ охлаждается до минус 20^о С, после чего газ направляется на первую ступень очистки. Очистку производят абсорбцией газа метанолом, охлажденным до температуры минус 70-75^о С. При этом из газа удаляется основная часть Н₂ S и часть СО₂ , остаточная часть тяжелых углеводородов и основная часть органических соединений серы. Далее газ поступает на вторую ступень абсорбции. На этой ступени для абсорбции газа подают небольшой поток тщательно отрегенерированного метанола при температуре минус 60-65^о С. На этой стадии из газа удаляется основная часть остаточного СО₂ и практически все остаточное количество органических сернистых соединений. После второй ступени очистки очищенный газ отвечает требованиям ГОСТ и направляется потребителям.

Насыщенный на первой ступени очистки метанол направляется на двухступенчатую регенерацию. Регенерацию осуществляют снижением давления. На первой ступени регенерации давление снижается до 0,1 МПа, при этом метанол за счет испарения абсорбированных газов охлаждается до минус 33-36^о С.

На второй ступени давление снижается до 0,02 МПа и температура абсорбента снижается до минус 70-75^о С, на этой ступени выделяются практически все остаточные газы, после чего абсорбент возвращается на первую ступень очистки газа. Кислые газы отправляются на установку переработки кислых газов.

Со второй ступени очистки метанол (отдельно от метанола первой ступени) подается на регенерацию. Регенерацию производят отпаркой кислых газов при температуре 60-65^о С обогревом глухим паром. При этом процессе происходит полная регенерация метанола. После чего отрегенерированный метанол, пройдя стадию охлаждения до температуры минус 60-65^о С, подается на вторую ступень очистки газа.

Рисунок 6. Технологическая схема очистки природного газа КНГКМ от кислых газов (м³ /с)

Концентрированные кислые газы, полученные при регенерации метанола, общим потоком подаются на установку переработки кислых газов с получением товарной серы.

Из практики известно, что в промышленных условиях при очистке природного газа от кислых газов метанолом с последующим выделением кислых газов при регенерации, получают концентрированный кислый газ, содержащий 58% Н₂ S, 40,5% СО₂ , 1% СН₄ и 0,5 Н₂ О /18/.

2.3.3 Аппаратурно-технологическая схема очистки природного газа КНГКМ

Очищенный газ с установки подготовки газа под давлением 2,3-2,45 МПа, в соответствии с рисунком 7, подается на две ступени кожухотрубных теплообменников (3), включенных последовательно, где осуществляется охлаждение газа при помощи охлажденного очищенного газа и кислых газов. Теплообменники выполнены из коррозионностойких металлов по ГОСТ 15118-79 и 15120-79. Теплообменники рассчитаны на скорость газа объемом 15,85 м³ в секунду и на давление до 2,5 МПа, перед входом в теплообменник ставится расходомер газа. На первой ступени теплообменников температура газа снижается до плюс 3^о С, при этом конденсируются тяжелые фракции углеводородов, содержащие сероорганические соединения, а также основная масса водяных паров. Во второй ступени теплообменников газ охлаждается до минус 20^о С и при этой температуре поступает в нижнюю часть двухступенчатого насадочного абсорбера (1), работающего при давлении 2,0 МПа. На первой ступени очистки газ конденсирует с основным потоком метанола, охлажденного до температуры минус 70-75^о С.

При этом из газа практически полностью удаляются Н₂ S, остаточные тяжелые углеводороды, значительное количество СО₂ и органических соединений серы.

Колонна выполнена согласно требованиям ГОСТ 12.2.003-91 и ОСТ 26.231-79, из антикоррозионной стали марки Х18Н10Т.

За счет теплоты абсорбции температура метанола понижается до минус 45^о С. Далее частично очищенный газ из первой ступени поступает на вторую ступень очистки, где контактирует с небольшим потоком отрегенерированного метанола, подаваемого в колонну при температуре минус 60-65^о С. На этой стадии ступени из газа удаляется большая часть остаточной СО₂ и практически все остаточное количество органических соединений.

Насыщенный на первой ступени очистки газа метанол направляется в десорбер (2). Десорбер представляет собой колонну из двух секций, выполненную из антикоррозионной легированной стали марки ОХ13, согласно ГОСТ 12.2.003-91. Производительность десорбера рассчитана на пропуск 17,5 м³ в секунду газометанольной смеси. На первой ступени, когда давление снижается до 0,1 МПа, метанол за счет испарения абсорбированных газов охлаждается до минус 33-36^о С, а на второй ступени, когда давление снижается до 0,1 МПа, температура метанола дополнительно снижается до минус 70-75^о С. Из насыщенного метанола выделяются практически все абсорбированные газы, после чего абсорбент направляется на очистку газа, в абсорбционную колонну (1), а концентрированные кислые газы, вместе с выделившимися со стадии охлаждения, тяжелыми углеводородами поступает на установку Клауса, для получения элементарной серы.

Снижение давления в колонне регенерации метанола с первой ступени абсорбции газа осуществляют вакуум-насосами (8) типа ВВН (химически стойкого) путем отсоса кислых газов.

Насыщенный метанол со второй ступени очистки газа выводится из нижней части второй секции абсорбера (1) и подается через рекуперативный теплообменник (5) в регенератор (4). Регенерируют метанол путем отпарки кислых газов при температуре плюс 60-65^о С обогревом глухим паром в обычной насадочной или тарельчатой колонне. Производительность колонны по жидкогазовой составляет 5,342 м³ в секунду. Отрегенерированный метанол охлаждается последовательно в рекуперативном теплообменнике (5), выполненном по ГОСТ 12067-80 и испарителе (6) до температуры минус 60-65^о С и подается в верхнюю часть второй ступени очистки.

Энергия в данном процессе расходуется на покрытие потерь холода, на абсорбцию паров воды и частично Н₂ S и СО₂ . Большая часть энергии, расходуемой на получение холода для отвода тепла абсорбции кислых компонентов, компенсируется при десорбции кислых компонентов, однако часть извлекаемых примесей десорбируется при нагревании раствора выше температуры окружающей среды. Поэтому коэффициент полезного использования холода при десорбции не превышает 60-80% /7, 8/.

Спецификация аппаратурной схемы очистки природного газа: 1 – двухступенчатый абсорбер (1); 2 – вакуум колонна (1); 3 – теплообменник (2); 4 – колонна-ректификационная (1); 5 – теплообменник-рекуперативный(1); 6 – испаритель (холодильник) (1); 7 – холодильник водный (1); 8 – вакуум-насос (2); 9 – компрессор (1); 10 – насос подачи метанола (2); 11 – насос откачки метанола (3); 12 – емкость метанола(2); 13 – вентиль регулируемый (3); 14 – вентиль запорный (1); 15 – насос подачи пара (1); Т1 – трубопровод, подающий природный газ на очистку; Т2 – трубопровод сжатого природного газа; Т3 – трубопровод охлажденного природного газа; Т4 – очищенный природный газ; Т5 – оборотный метанол в I ступень; Т6 – трубопровод, подающий оборотный метанол во II ступень; Т7 – газ кислый, концентрированный; Т8 – хладагент; Т9 – трубопровод холодной воды; Т10 – метанол оборотный (возврат, I ступень); Т11 – метанол оборотный (возврат, II ступень); Т12 – глухой пар

Рисунок 7. Аппаратурная технологическая схема очистки природного газа КНГКМ от кислых газов

Потери метанола от испарения, обусловленные значительным давлением паров метанола даже при низких давлениях /6/, можно значительно увеличить, если на выходе очищенного газа из второй ступени абсорбера поставить каплеуловитель из пористых материалов или с помощью других приспособлений.

2.4 Контроль за загрязнением атмосферного воздуха на территории КНГКМ

Актуально научно-практической задачей на территории КНГКМ является разработка для основных объектов установки подготовки, очистки и переработки газа единой научно-обоснованной системы контроля, которая позволила бы контролировать и выявлять выделения вредных веществ – загрязнителей атмосферного воздуха и других природных объектов, связь количественных показателей выбросов с технологией, метеорологическими параметрами. Полученные при этом данные должны служить научной основой для:

- прогнозирования вероятности образования опасных концентраций вредных веществ в основных экологических объектах;

- изучения условий образования, характера распределения и концентрации вредных веществ в воздухе, воде и почве;

- определения размеров загрязнения участков, опасных зон, возможных последствий и т.д.

В существующей технологии добычи и подготовки предлагаемой технологии очистки и переработки газа и конденсата к основным точкам замеров загрязнений атмосферы на территории КНГКМ и в рабочей зоне УКПГ можно отнести следующие:

по газовым промыслам:

1. устья скважин

2. продувочные свечи или линии

3. колодцы с газопроводной арматурой

4. ямы для сжигания конденсата после продувки

по установке комплексной подготовки газа:

5. арматура газоприемного монифольфа (шаровые краны, задвижки, отсекатели)

6. продувочные свечи или линии

7. фланцевые соединения на аппаратах и трубопроводах

8. насос для метанола и конденсата

9. домовые трубы подогревательных устройств или котельных

10. колодцы, резервуары промканализации

по очистным и перерабатывающим установкам:

11. на входе и выходе газов и жидкостей всех аппаратов

12. фланцевые соединения аппаратов и трубопроводов

13. продувочные свечи и линии

14. емкость для жидкой серы

15. трубы печей Клауса

16. конвейеры для разливки жидкой серы

17. склады твердой серы

18. насосы для метанола, жидкой серы

19. монифольфы, колодцы газопроводов

по компрессорным станциям:

20. газопроводные колодцы

21. монифольфы перед компрессорным цехом

По опасности воздействия на работающих и население основные источники загрязнителей на газовых промыслах можно разделить на четыре категории (таблица 7).

Для типичных производственных объектов газовой промышленности, с учетом категории опасности (Таблица 7) устанавливается периодичность контрольных измерений и процент обследования выявленных мест газовыделений источников газовыделения (Таблица 8).

Таблица 7

Категории опасных газовыделений на газовых объектах

Таблица 8

Периодичность проверок концентрации вредных веществ в воздухе

Инвентаризация источников загрязнения атмосферного воздуха проводится в соответствии с ГОСТом 17.2.104-77.

Пункты контроля устраиваются в соответствии РО 52.04.186-89 "Руководство по контролю за загрязнением атмосферы".

Оборудование – передвижная лаборатория типа "Атмосфера-II", газоанализатор типа "Паладий-3", лазерный газоанализатор метана типа 323 ААОI, пробоотборные устройства: электроаспираторы типа ЭА-I, 7А-IA, ЭА-2, ЭА-2С, 822.

Перечень и метод определения загрязняющих атмосферу веществ приведены в таблицу 9.

Таблица 9

Перечень определяемых загрязняющих веществ

3. РАСЧЕТ ДВУХСТУПЕНЧАТОЙ АБСОРБЦИОННОЙ КОЛОННЫ

3.1 Исходные данные к расчету параметров абсорбционной колонны

1) Общая производительность установки по газу при н.у. V₀ = 63,4 м³ /сек (4 колонны).

Производительность одной абсорбционной колонны V₀ = 15,85 м³ /сек.

2) Концентрация Н₂ S в газе

Для первой ступени:

на входе y_{н I} = 914 ∙ 10^-3 кг/м³

на выходе y_{к I} = 25 ∙ 10^-3 кг/м³

Для второй ступени:

на входе y_{н II} = 25 ∙ 10^-3 кг/м³

на выходе y_{к II} = 0,015 ∙ 10^-3 кг/м³

3) Содержание примесей в поглотителе:

х_{н I} = 3% (масс.) – для первой ступени

х_{н II} = 0,5% (масс.) – для второй ступени

4) Абсорбция изотермическая

средняя температура потоков в абсорбере t = - 45 ^о С

5) Давление газа на входе в абсорбер для обеих ступеней Р = 2 МПа

6) Плотность газа при t = 20 ^о С, ρ = 0,846 кг/м³

при н.у. ρ₀ = 0,724 кг/м³

3.2 Устройство абсорбционного насадочного аппарата

Аппараты, в которых осуществляются абсорбционные процессы, называют абсорберами. Как и другие процессы массопередачи, абсорбция протекает на поверхности раздела фаз. Поэтому абсорберы должны иметь развитую поверхность соприкосновения между жидкостью и газом. По способу образования этой поверхности абсорберы можно условно разделить на следующие группы: 1) поверхностные и пленочные; 2) насадочные; 3) барботажные (тарельчатые); 4) распыливающие.

Следует отметить, что аппараты большинства конструкций весьма широко применяются и для проведения других массообменных процессов.

Предлагаемая насадочная колонна получила широкое распространение в промышленности в качестве абсорбера. Основными достоинствами насадочных колонн являются простота устройства и низкое гидравлическое сопротивление, дешевизна и относительно длительный контакт фаз.

Основными узлами насадочных аппаратов в соответствии с рисунком 11 являются приспособления (1), распределяющие жидкость по насадке, насадочные тела (2), перераспределители жидкости (3) и опорные решетки (4).

1 – распределитель жидкости; 2 – насадки; 3 – перераспределитель жидкости; 4 – опорные решетки

Рисунок 8. Насадочный абсорбер

Для того, чтобы насадка работала эффективно, она должна удовлетворять следующим основным требования: 1) обладать большой поверхностью в единице объема; 2) хорошо смачиваться орошающей жидкостью; 3) оказывать малое гидравлическое сопротивление газовому потоку; 4) равномерно распределять орошающую жидкость; 5) быть стойкой к химическому воздействию жидкости и газа, движущихся в колонне; 6) иметь малый удельный вес; 7) обладать высокой механической прочностью; 8) иметь невысокую стоимость.

Насадок, полностью удовлетворяющих всем требованиям, не существует, так как, например, увеличение удельной поверхности насадки влечет за собой увеличение гидравлического сопротивления аппарата и снижение предельных нагрузок. В промышленности применяют разнообразную по форме и размерам насадки /19, 21/, которые в той или иной мере удовлетворяют требованиям, являющимся основными при проведении конкретного процесса абсорбции. Насадки изготавливают из разнообразных материалов (керамика, фарфор, сталь, пластмассы и др.), выбор которых диктуется величиной удельной поверхности насадки, смачиваемостью и коррозионной стойкостью.

3.3 Расчет первой и второй ступени абсорбционной колонны

Геометрические размеры колонного массообменного аппарата определяются в основном поверхностью массопередачи, необходимой для проведения данного процесса, и скоростями фаз.

Поверхность массопередачи может быть найдена из основного уравнения массопередачи /19/.

(3.1)

где К_х , К_у – коэффициенты массопередачи соответственно по жидкой и газовой фазе кг/(м² ∙ с).

3.3.1 Масса поглощаемого вещества и расход поглотителя

Массу кислых газов (КГ), переходящих в процессе абсорбции из газовой смеси (Г) в поглотитель за единицу времени, находят из уравнения материального баланса:

(3.2)

где L, G – расходы соответственно чистого поглотителя и инертной части газа, кг/с; - начальная и конечная концентрация кислых газов в поглотителе (метанол) кгКГ/кгМ; - начальная и конечная концентрация кислых газов в природном газе, кгКГ/кгГ.

Выразим составы фаз, нагрузки по газу и жидкости в выбранной для расчете размерности.

(3.3)

где ρ_оу = 0,724 кг/м³ – средняя плотность природного газа при нормальном условии.

Получим:

Конечная концентрация примесей в поглотителе обуславливает его расход (который, в свою очередь, влияет на размеры как абсорбера, так и десорбера), а также часть энергетических затрат, связанных с перекачиванием жидкости и ее регенерацией. Поэтому выбирают исходя из оптимального расхода поглотителя /5/. Для нефтехимических производств расход поглотителя L принимают в 1,5 раза больше минимального L_min /21/. В этом случае конечную концентрацию определяют из уравнения материального баланса, используя данные по равновесию, в соответствии с рисунком.

(3.4)

В данном случае линия равновесия показывает связь между концентрациями распределенного вещества в фазах и выражается уравнением прямой

т.к. Р = const и t = const /19, 21/.

Из уравнения (3.4) следует:

где - концентрация Н₂ S в жидкости (метаноле), равновесная с газом начального состава.

Уравнение прямой, выражающее зависимость между рабочими концентрациями, называемое рабочей линией процесса, находится из уравнения материального баланса /19, 21/.

(3.5)

Интегрируя уравнение (3.5) в пределах от начальных до конечных концентраций и , получим

(3.6)

Рисунок 9. Зависимость между содержанием кислых газов (Н₂ S) в природном газе и поглотителем метанолом при минус 45^о С.

Из уравнения (3.6) получим соотношения между весовыми потоками распределяющих фаз:

(3.7)

Рисунок 10. Схема распределения концентрации в газовом и жидкостном потоках в абсорбере

Интегрируя уравнение (3.5) в пределах от начальных до текущих и , получим:

откуда:

(3.8)

Или

(3.9)

где - удельный расход одной из определяющих фаз.

Аналогичным путем для противоточного (течения) взаимодействия фаз может быть получено уравнение:

(3.10)

где

Из уравнений (3.9) и (3.10) следует, что концентрация распределяемого вещества в фазах G и L связана линейной зависимостью. Поэтому удобно процессы массообмена представлять графически в координатах , т.е. в виде зависимости между так называемыми рабочими концентрациями /21/.

Расход инертной части газа:

G = V₀ (1 – у_об )(у_0у – у_н ) (3.11)

где у_об – объемная доля Н₂ S в природном газе, равная

где v₀ – объем 1 моля воздуха, равная 22,4 · 10^-3 м³ /моль;

– молярная масса Н₂ S, равная 32 · 10^-3 кг/моль

Тогда

G = 15,85 (1 – 0,602)(0,724 – 0,914) = 1,199 кг/с

Производительность абсорбера по поглощаемому компоненту

(3.12)

Расход поглотителя (метанола) равен:

(3.13)

Тогда соотношение расходов фаз, или удельный расход поглотителя составит:

Масса поглощаемого вещества и расход поглотителя на вторую ступень определяется по формулам, приведенным выше:

Все кинетические закономерности, использованные для расчета конечной концентрации примесей в поглотителе для первой ступени абсорбции, сохраняются для расчета конечной концентрации примесей во второй ступени абсорбции. В этом случае для определения конечной концентрации используют данные по равновесию по рисунку 14 и находят по уравнению (3.4):

где - концентрация остаточного Н₂ S в жидкости (метаноле), равновесная с газом входящего состава.

Рисунок 11. Зависимость между Н₂ S в природном газе и поглотителем при минус 45^о для второй ступени абсорбции.

Расход инертной части газа находят по уравнению (3.11)

G = 15,85 (1 – 0,602)(0,724 – 0,025) = 4,41 кг/с

Производительность абсорбера по поглощаемому компоненту:

Расход поглотителя:

Соотношение расходов фаз, или удельный расход поглотителя, составит:

3.3.2 Движущая сила массопередачи

Движущая сила в соответствии с уравнением (3.1) может быть выражена в единицах концентраций как жидкой, так и газовой фаз. Для случая линейной равновесной зависимости между составами фаз, принимая модель идеального вытеснения в потоках обеих фаз, определим движущую силу в единицах концентрации газовой фазы /19/.

(3.14)

где и - большая и меньшая движущие силы на входе потоков в абсорбер и на выходе из него, кг Н₂ S/кгГ, в соответствии с рисунками

В данном случае

где и - концентрации Н₂ S в природном газе, равновесные с концентрациями в жидкой фазе (поглотителе) соответственно на входе и выходе абсорбера, в соответствии с рисунком

Движущая сила массопередачи для второй ступени определяется по формуле:

(3.15)

где и – большая и меньшая движущие силы на входе и выходе во вторую ступень абсорбера, кг Н₂ S/кгГ, в соответствии с рисунками

где и – концентрации остаточных Н₂ S в природном газе, равновесные с концентрациями в жидкой среде, соответственно на входе и выходе второй ступени абсорбера, в соответствии с рисунком

3.3.3 Коэффициент массопередачи

Коэффициент массопередачи К_у находят по уравнению аддитивности фазовых диффузионных сопротивлений /19/.

(3.16)

где и - коэффициенты массоотдачи соответственно в жидкой и газовой фазах, кг/(м² · с); m – коэффициент распределения, кгМ/кгГ.

Для расчета коэффициентов массопередачи необходимо выбрать тип насадки и рассчитать скорости в абсорбере. При выборе типа насадки для проведения массообменных процессов, как описано выше, руководствуются следующими соображениями /5, 19, 20, 21/:

во-первых, конкретными условиями процесса – нагрузками по газу, жидкости, различиями в физических свойствах систем, наличием в потоках жидкости и газа механических примесей, поверхностью контакта фаз в единице объема аппарата и т.д.;

во-вторых, особыми требованиями к технологическому процессу – необходимостью обеспечить небольшой перепад давления в колонне, широкий интервал изменения устойчивости работы, малое время пребывания жидкости в аппарате и т.д.

в-третьих, особыми требованиями к аппаратурному оформлению – создание единичного или серийно выпускаемого аппарата малой или большой единичной мощности, обеспечение возможности работы в условиях сильно коррозионной среды, создание условий повышенной надежности и т.д.

В нефтегазоперерабатывающей промышленности особое значение при выборе насадки имеют следующие факторы: малое гидравлическое сопротивление абсорбера, возможность быстро и дешево удалять с поверхности насадки отлагающийся шлам и т.д. в данном случае, когда газ очищается под повышенным давлением, гидравлическим сопротивлением можно пренебречь. Поэтому наиболее эффективна насадка, имеющая меньший эквивалентный диаметр, а следовательно, меньший коэффициент свободного объема и большую удельную поверхность. В промышленной аппаратуре чаще всего используются кольцевая насадка и дробленный кусковый материал.

В рассматриваемом случае для первой ступени выберем керамические кольца Рашига в навал размером 10х10х1,5 мм. Удельная поверхность насадки а = 440 м² /м³ , свободный объем Е = 0,7 м³ /м³ , эквивалентный диаметр d_э = 0,006 м, насыпная плотность ρ = 700 кг/м³ , число штук 700000 в 1 м³ /20/.

Для второй ступени абсорбции рекомендуется выбрать самую дешевую, но тем не менее надежную деревянную хордовую насадку, размером 10х100 мм с шагом в свету 10 мм. Удельная поверхность насадки а = 100 м² /м³ ; свободный объем Е = 0,55 м³ /м³ , эквивалентный диаметр d_э = 0,022 м, насыпная плотность ρ = 210 кг/м³ /20/.

3.3.4 Скорость газа и диаметр абсорбера

Предельную скорость газа, выше которой наступает захлебывание насадочных абсорберов, можно рассчитать по уравнению /19/.

(3.17)

где w_пр – предельная фиктивная скорость газа, м/с; μ_х , μ_в – вязкость соответственно поглотителя и воды при температуре в абсорбере минус 20^о , Па·С; А, В – коэффициенты, зависящие от типа насадки; L и G – расходы фаз, кг/с. Значения коэффициентов А = - 0,073; В = 1,75 /5, 20/.

Пересчитаем плотность газа на условия в абсорбере:

Предельную скорость w_пр находим из уравнения (3.16), принимая при этом, что отношение расходов фаз в случае разбавленных смесей приблизительно равно отношению расходов инертных фаз:

Решая это уравнение, получим w_пр = 10,3 м/с.

Выбор рабочей скорости обусловлен многими факторами. В общем случае ее находят путем технико-экономического расчета для каждого конкретного процесса /5/. В данном случае абсорбция проводится под повышенным давлением, то, как указывалось ранее, потеря напора на преодоление гидравлического сопротивления абсорбера в данном случае составляет незначительную долю общего давления в системе и не оказывает существенного влияния на экономические показатели абсорбционной установки. При этом целесообразно использовать небольшие возможные скорости газа в абсорбере, близкие к предельной, т.е. равной 0,4 ÷ 0,5 от предельной /19, 21/.

Примем

w = 0,5w_пр = 0,5 · 10,3 = 5,15 м/с

Диаметр абсорбера находят из уравнения расхода:

(3.18)

где V – объемный расход газа при условиях в абсорбере, м³ /с. Отсюда:

Выбираем стандартный диаметр обечайки абсорбера d = 2,6 м /20, 24/. При этом действительная скорость газа в колонне

Определим скорость газа и диаметр абсорбера второй ступени.

Предельную скорость газа, выше которой наступает захлебывание насадочных абсорберов, определяют по уравнению (3.17).

Значения коэффициентов А и В, требуемых в уравнении, соответственно равны 0 и 1,75 /20/.

Плотность газа для второй ступени абсорбции остается почти без изменений и соответственно ρ_у = 17,014 кг/м³ .

Далее решаем уравнение (3.15)

Отсюда w_пр = 14,45 м/с

Следуя вышеописанным рекомендациям, рабочую скорость примем:

w_р = 0,5 w_пр = 0,5·14,45=7,225 м/с

Диаметр абсорбера находим по уравнению (3.18)

Выбираем /20, 21/ стандартный диаметр обечайки второй ступени абсорбера d = 2,2 м. Следовательно, скорость газа в колонне

W_д = 7,225 (2,15/2,2)² = 5,22 м/с

3.3.5 Плотность орошения и активная поверхность насадки

Плотность орошения (скорость жидкости) рассчитывают по формуле

(3.19)

где S – площадь поперечного сечения абсорбера, м²

Подставив, получим:

При недостаточной плотности орошения и неправильной организации подачи жидкости /5/ поверхность насадки может быть смочена не полностью. Но даже часть смоченной поверхности практически не участвует в процессе массопередачи ввиду наличия застойных зон жидкости (особенно в абсорберах с нерегулярной насадкой) или неравномерного распределения газа по сечению колонны.

Существует некоторая – минимальная эффективная плотность орошения V_min , выше которой всю поверхность насадки можно считать смоченной. Для надсадочных абсорберов минимальную эффективную плотность орошения V_min находят по соотношению /5/:

V_min = а q_эф (3.20)

где q_эф – эффективная линейная плотность орошения, м² /с

Для колец Рашига размером 10х10х1,5 мм q_эф = 0,022 · 10^-3 м² /с

V_min = 440 · 0,022 · 10^-3 = 96,8 · 10^-4 м³ /(м² ·с)

Коэффициент смачивания насадки ψ для колец Рашига при заполнении колонн в навал, можно определить из следующего эмпирического уравнения /5, 20, 24/:

(3.21)

где d_н – диаметр насадки:

m = 0,133 d_н ^-0,5

G = 20 мН/м – поверхностное натяжение.

m = 0,133 · 0,006^-0,5 = 1,72

Доля активной поверхности насадки ψ_а может быть найдена по формуле /5/:

(3.22)

где р и q – коэффициенты, зависящие от типа насадки /5/.

Подставив значения, получим:

Плотность орошения абсорбера второй ступени рассчитывается по уравнению (3.19)

Минимальную эффективную плотность орошения V_min находят из уравнения (3.20)

Согласно формуле (3.21) доля активной поверхности насадки равна:

Как видно, не вся смоченная поверхность является активной. Наибольшая активная поверхность насадки достигается при таком способе подачи орошения, который обеспечивает требуемое число точек орошения на 1 м² поперечного сечения колонны /5/. Это число точек орошения и определяет выбор типа распределительного устройства /5/.

3.3.6 Расчет коэффициентов массоотдачи

Для колонн с неупорядоченной насадкой коэффициент массоотдачи β_у можно найти из уравнения /5, 19/.

(3.23)

где - диффузионный критерий Нусельта для газовой фазы

Отсюда β_у (в м/с) равен:

(3.24)

где Ду – средний коэффициент диффузии Н₂ S в газовой фазе, м² /с

- критерий Рейнольда для газовой фазы в насадке;

- диффузионный критерий Прандтля для газовой фазы;

- вязкость газа, Па · с

Коэффициент диффузии Н₂ S в газовой фазе можно рассчитать по уравнению:

(3.25)

где = 35,27 см³ /моль – мольный объем Н₂ S; V_г = 43,74 см³ /моль – мольный объем природного газа.

Объемы рассчитаны для газов в жидком состоянии при нормальной температуре кипения (средняя плотность природного газа в жидком состоянии при нормальной температуре ρ_ср = 0,465 кг/м³ , средняя при тех же условиях составляет 0,964 кг/м³ ).

= 34 г/моль – молярная масса Н₂ S.

Мг = 20,34 г/моль – молярная масса природного газа.

Представив, получим:

Выразим β_у в выбранной для расчета равномерности

β_у = 0,053 (ρ_у – у_ср ) = 0,053(17,014 – 0,4695) = 0,877 кг/(м² ·с)

Коэффициент массоотдачи в жидкой фазе β_х находят из обобщенного уравнения, пригодного как для регулярных (в том числе и хордовых), так и для неупорядоченных насадок /5, 20/.

(3.26)

где - диффузионный критерий Нуссельта для жидкой фазы.

Отсюда β_х (в м/с) равен:

(3.27)

где Д_х – средний коэффициент диффузии Н₂ S в метаноле, м² /с

- приведенная толщина стекающей планки жидкости, м;

- модифицированный критерий Рейнольда для стекающей по насадке пленки жидкости;

- диффузионный критерий Прандтля для жидкости.

В растворах коэффициент диффузии Д_х может быть достаточно точно вычислен по уравнению /5, 23/

(3.28)

где М – молярная масса метанола, равна 0,147 кг/моль; Т – температура метанола, К; T_i = - 70^о С; μ_х – вязкость метанола, Па·с, равна 7,8 мПа·с; = 35,27 см³ /моль – мольный объем Н₂ S; β = 1 – параметр, учитывающий ассоциацию молекулы.

Подставив численные значения, получим:

Выразим β_х в выбранной для расчете размерности:

β_х = 1,28 · 10^-6 (ρ_х – С_хср )

где С_хср – средняя объемная концентрация H₂ S в поглотителе, кг H₂ S/(м² ·см) /5, 19, 20, 22/; β_х = 1,28 · 10^-6 (1060 – 52,8) = 1,29 · 10^-3 кг/(м² ·с).

По уравнению (3.15) рассчитаем коэффициент массоотдачи в газовой фазе К_у :

Все эмпирические уравнения, использованные для расчета коэффициента массоотдачи первой ступени абсорбционной колонны можно использовать для расчета второй ступени с некоторыми изменениями диффузионных критериев.

Коэффициент массотдачи в газовой фазе β_{у II} для регулярных насадок найдем из уравнения

(3.29)

где - диффузный критерий Нуссельта для газовой фазы.

Отсюда β_{у II} (в м² /с) равен:

(3.30)

Для решения этого уравнения вычисляем численные значения диффузионных критериев и и коэффициент диффузии остаточных Н₂ S в газовой фазе по уравнению (3.24).

Подставив данные значения, получим:

Переводим в выбранный для данного расчета размерности:

Коэффициент массоотдачи в жидкой фазе находим, используя уравнение (3.25) и (3.26).

Все уравнения определения критериев и остаются те же, что и для первой ступени колонны.

Коэффициент диффузии в растворах определяем по уравнению (3.27).

Подставив значения, получим:

Переведем в выбранную размерность:

По уравнению (3.14) определим значения коэффициентов массопередачи в газовой фазе К_{у II} :

3.3.7 Поверхность массопередачи и высота первой и второй ступени абсорбера

Общая высота колонны

Поверхность массопередачи в абсорбере по уравнению (3.1) равна:

Высоту насадки, необходимую для создания этой поверхности массопередачи, рассчитаем по формуле:

(3.31)

Подставив численные значения, получим:

Во избежание нагрузок на нижние слои насадки, ее укладывают в колонне ярусами по 0,5 м каждая. Каждый ярус устанавливают на самостоятельные поддерживающие опоры, конструкции которых даны в справочнике /24/. Расстояние между ярусами обычно составляет 0,3÷0,5м /20, 24/.

Подставив значения, получим высоту насадочной части:

Расстояние между днищем абсорбера и насадкой Z_н определяются необходимостью равномерного распределения газа по поперечному сечению колонны. Расстояние от верах насадки до люка первой ступени абсорбера Z_в зависит от размеров распределительного устройства для орошения насадки и от высоты сепарационного пространства (в котором часто устанавливают каплеотбойные устройства для предотвращения брызгоуноса из колонны). Согласно /25/, примем эти расстояния равными соответственно 1,0 и 1,5 м. Тогда общая высота первой ступени абсорбера:

Н_I = Н_н + Z_в + Z_н = 10,74 + 1,0 + 1,5 = 13,3 м

Поверхность массопередачи второй ступени абсорбера находим по уравнению (3.1)

Высоту насадки для этой поверхности массопередачи определяем по формуле (3.27).

Подставив, получим высоту насадки

Во избежание значительных нагрузок на нижние слои, ее укладывают в колонне ярусами по 20-25 решеток в каждом. Каждый ярус устанавливают на самостоятельные поддерживающие опоры, конструкции которых даны в справочнике /24/. Расстояние между ярусами хордовой насадки составляет обычно 0,3÷0,4 мм /20/.

Принимая число решеток в каждом ярусе 20, а расстояние между ярусами 0,4 м, определим высоту насадочной части второй ступени колонны

Принимая расстояние между днищем абсорбера и насадкой Z_н = 1,0 и от верха насадки до крышки второй ступени абсорбера Zв = 0,8 м рассчитаем общую высоту второй ступени абсорбционной колонны

Н_II = 7,64 + 0,8 + 1 = 9,44 м = 9,5 м

Общая высота двухступенчатой абсорбционной насадочной колонны составит:

Н_Iк = Н_I + Н_II = 13,3 + 9,5 = 22,8 м

3.3.8 Гидравлическое сопротивление первой и второй ступени абсорбера.

Общее гидравлическое сопротивление аппарата

Гидравлическое сопротивление ∆Р обуславливает энергетические затраты на транспортировку газового потока через абсорбер. Величину ∆Р рассчитывают по формуле /5/:

∆Р = ∆Р_с · 10^{в v} (3.32)

где ∆Р_с – гидравлическое сопротивление сухой (но орошаемой жидкостью) насадки, Па; v – плотность орошения, м³ /(м² ·с); в- коэффициент, значения которого для различных насадок приведены /5/: в = 194.

Гидравлическое сопротивление сухой насадки ∆Р_с определяют по уравнению:

(3.33)

где λ – коэффициент сопротивления. Для колец Рашига в навал /19/

(3.34)

- скорость газа в свободном сечении насадки (в м/с)

Представив, получим:

Гидравлическое сопротивление орошаемой насадки равно:

Гидравлическое сопротивление абсорбера второй ступени определяем, используя уравнение (3.28) и (3.29).

Коэффициент сопротивления для хордовых насадок находим по уравнению /19, 20/.

(3.35)

Подставив значения, получим:

Гидравлическое сопротивление сухой насадки:

Гидравлическое сопротивление орошаемой насадки:

Общее сопротивление системы абсорбера определяют с учетом гидравлического сопротивления газопроводов, соединяющих аппараты и оборудование.

Общее сопротивление насадок первой и второй ступеней абсорбционной колонны находят суммой гидравлического сопротивления орошаемых насадок двух ступеней.

Анализ результатов расчета насадочного абсорбера /20/ показывает, что основное диффузионное сопротивление массопереносу в этом процессе сосредоточено в жидкой фазе, поэтому можно интенсифицировать процесс абсорбции, увеличив скорость жидкости. Для этого нужно либо увеличить расход абсорбента, либо уменьшить диаметр абсорбера. Увеличение расхода абсорбента приведет к соответствующему увеличению нагрузки на систему с существенным повышением капитальных и энергетических затрат. Уменьшение диаметра абсорбера приведет к увеличению рабочей скорости газа, что вызовет соответствующее сопротивление абсорберов.

Приведенный расчет выполнен без учета влияния на основные размеры абсорбера некоторых явлений (таких, как неравномерность распределения жидкости при орошении, обратное перемешивание и др.), которые в ряде случаев могут привнести в расчет существенные ошибки. Эти явления по-разному проявляются в аппаратах с насадками разных типов. Оценить влияние каждого из них можно, пользуясь рекомендациями, приведенными в литературе /5, 23/.

В таблице 10 приведены результаты расчета двухступенчатого абсорбера.

Таблица 10

Параметры абсорбера

3.4 Конструкции колонных аппаратов

Колонные аппараты предназначены для проведения процессов массообмена (ректификация, дистилляция, абсорбция, десорбция) в химической, нефтехимической, нефтеперерабатывающей и других отраслях промышленности.

Колонные аппараты изготавливают диаметром 400-4000 мм; для работы под давление до 16 кгс/см² (1,6 МПа) – в царговом исполнении корпуса, для работы под давление до 40 кгс/см² (4,0 МПа), под атмосферным давлением или под вакуумом (с остаточным давлением не ниже 10 мм рт.ст.) – в цельносварном исполнении корпуса.

В зависимости от диаметра колонные аппараты изготовляют с распределительными тарелками различных типов.

Колонные аппараты диаметром 400-4000 мм оснащают стандартными контактными и распределительными тарелками, опорными решетками (для насадочных аппаратов), опорами, люками, поворотными устройствами, днищами и фланцами.

Колонные аппараты диаметром 400-800 мм с насыпной насадкой изготовляют в царговом исполнении. Для равномерного распределения жидкости по поверхности насадки аппараты оснащены распределительными тарелками типа ТСН-III и перераспределительными типа ТСН-II. Каждый ярус насадки опирается на опорную решетку.

Колонные аппараты диаметром 1000-2800 мм с насыпной насадкой изготовляют с цельносварным корпусом и съемной крышкой. Для равномерного распределения жидкости по поверхности насадки аппараты оснащены распределительными тарелками типа ТСН-III и перераспределительными типа ТСН-II. Характеристики тарелок приведены в приложениях.

Распределительную тарелку типа ТСН-III устанавливают в верхней части аппарата, перераспределительную тарелку типа ТСН-II – под опорной решеткой для насадки (кроме нижней опорной решетки). Каждый ярус насадки опирается на опорную решетку. Для каждого яруса насадки на корпусе аппарата имеется два люка диаметром 500 мм и менее каждый.

Минимальные толщины стенок корпуса колонного аппарата зависят от диаметра аппарата:

Диаметр аппарата, мм Толщина стенки, мм

1000-180010

2000-260012

2800-320014

3400-380018

400024

3.4.1 Техническая характеристика

1. Аппарат предназначен для двухступенчатого поглощения кислых газов метанолом

2. Емкость номинальная:

I ступень 70,58 м³

II ступень 36,1 м³

3. Производительность 15,85 м³ /с

4. Давление в колонне 2 МПа

5. Температура среды в колонне минус 45^о -65^о С

6. Среда в аппарате токсичная, коррозионная

7. Тип колонны - насадочная

8. Высота насадки

I ступень неупорядоченная, 9,6 м

II ступень упорядоченная, 6,7м

3.4.2 Технические требования

1. При изготовлении и поставке должны выполняться следующие требования:

а) ГОСТ 12.2.003-91 "Оборудование производственное. Общие требования безопасности";

б) ОСТ 26.231-79 "Сосуды и аппараты стальные сварные. Технические требования".

2. Материал деталей колонны, соприкасающихся со средой, в колонне должна устанавливаться из антикоррозионной стали марки Х18Н10Т ГОСТ 5632-72, остальных – сталь Ст. 3 ГОСТ 14637-89.

3. Аппарат испытать на прочность и плотность гидравлически в горизонтальном положении давлением до 3,0 МПа, в вертикальном положении – наливом.

4. Сварные соединения должны соответствовать требованиям ОСТ 263-87 "Сварка в химическом машиностроении".

5. Сварные швы в объеме 100% контролировать рентгенопросвечиванием.

6. Действительное расположение штуцеров, люков, цапф, шпырей согласно расчетов и рекомендации ОСТ 26.231-79 "Сосуды и аппараты стальные сварные. Технические требования".

4. ПРОИЗВОДСТВО СЕРЫ ИЗ КИСЛЫХ ГАЗОВ

4.1 Сера. Область применения

В настоящее время основным потребителем серы является сернокислотная промышленность. Доля элементарной серы, используемой в качестве сырья для производства серной кислоты неуклонно растет. Элементарная сера практически вытеснила другие виды сырья и в том числе пирит, что объясняется более низкими эксплуатационными и транспортными затратами /26, 27/.

Около половины вырабатываемой серной кислоты расходуется на производство фосфорных, азотных и, в меньшей степени, калийных удобрений. Кроме того, серная кислота используется в производстве синтетических и искусственных волокон, моющих средств, пластических масс, взрывчатых веществ, ее применяют также для очистки нефти, сахара, растительных масел, жиров, для получения других кислот и различных химикатов. Большое количество серной кислоты расходуется на травление черных металлов в электрохимической промышленности /26/.

Сера и ее соединения традиционно находят применение и в других отраслях промышленности: в целлюлозно-бумажной промышленности для получения целлюлозы, в химической – для получения искусственных волокон, сероуглерода, хлорида серы, красителей и других продуктов; в радиоэлектронике, в резиновой – в качестве вулканизирующего агента. Издавна серу применяли в борьбе с вредителями хлопчатника, картофеля, винограда. Значительное количество серы используется в производстве спичек, а также ряда пиротехнических средств.

Структура потребления серы в разных странах различна. Вместе с тем можно выявить общую тенденцию снижения доли серы, потребляемой в промышленности. Это объясняется заменой технологии получения некоторых продуктов процессами, не требующими применения серы. Так, в последние годы упаковочные материалы на основе целлюлозы были практически вытеснены синтетическими полимерными материалами, для производства которых не требуется сера. Появление источников абгазного (попутного) хлористого водорода обусловило замену сернокислотного способа получения диоксида титана хлоридным. По этой же причине для травления черных металлов используется соляная кислота.

В последнее время сера находит все более широкое применение в новых отраслях народного хозяйства. Ряд зарубежных компаний проводят исследования, направленные на создание новых конструкционных и строительных серосодержащих материалов. Большинство этих исследований связано с разработкой технологии напольных и дорожных покрытий. Так, в США в 1981 г. была создана компания, занимающаяся производством и реализацией серного бетона, который используется в качестве напольного покрытия на предприятиях, производящих и применяющих минеральные кислоты, и где обычный бетон на основе портландцемента быстро корродирует. В таких условиях серный бетон, содержащий до 15% серы, отличается коррозионной и механической стойкостью. Высокая стоимость бетона (около 600 долл. за 1 м³ ) компенсируется его долговечностью. Разработана технология серного бетона и изделий из него, в частности кирпича и кровельной черепицы. Строительный серосодержащий раствор используется для ремонтных, а также для декоративных работ, так как в затвердевшем виде он напоминает гранит.

Кроме указанных материалов, в строительстве применяют покрытия, полученные на основе серы, пластификаторов и минеральных волокон, а также керамические плитки, пропитанные серой. Эти изделия отличаются повышенной устойчивостью к действию разрушающих сред.

Высокая механическая прочность и температурная устойчивость материалов на основе серы открывает широкие возможности для их использования в качестве дорожных покрытий. Технология получения таких материалов разрабатывается как в нашей стране, так и за рубежом – во Франции, США, Канаде. В США дорожные покрытия на основе серы были апробированы в промышленных масштабах. Применение этого покрытия показало, что новый материал по своим качествам лучше чисто асфальтовых покрытий, так как способен выдерживать высокую температуру и большие нагрузки. Можно предполагать, что в будущем такие дорожные покрытия будут успешно конкурировать с асфальтовыми.

Возможность использования серосодержащих материалов еще в одном направлении связано с довольно низкой теплопроводностью серы. Так, блоки из пеносеры, обладающие хорошо развитой ячеистой прочностью и небольшой плотностью (480-960 кг/м³ ), могут с успехом использовать как теплоизоляционный материал.

Перспективным считается также производство алюминия путем электролиза Al₂ S₃ в расплаве NaCl /26/. Этот процесс требует значительно меньших энергетических затрат по сравнению с процессом электролиза Al₂ О₃ .

В меньших масштабах сера может применяться для самых различных целей. Например, в литературе описано применение серы в качестве аккумулятора тепла, выделяющегося при окислении SO₂ в SO₃ . Количество серы, применяемой в нетрадиционных областях, пока еще невелико, но предполагается его увеличение, что обуславливается развитием научно-технического прогресса.

Расширение новых сфер применения серы может значительно увеличить предполагаемое ее потребление особенно в случаях, если конъюнктура мирового рынка серы будет благоприятной.

4.2 Механизм превращения сероводорода в элементарную серу

Получение элементарной (товарной) серы из кислых газов основано на окислении сероводорода. Наиболее общепринятым считается двухстадийное окисление сероводорода в серу. В первой стадии кислый газ смешивается с воздухом, при этом часть сероводорода окисляется в SO₂ по реакции

Н₂ S + 1,5О₂ ⇄Н₂ О + SO₂ + Q (4.1)

Во второй стадии SO₂ окисляются до элементарной серы.

2Н₂ S + SО₂ ⇄ 2Н₂ О + 3/nSn + Q (4.2)

где n – число атомов в молекуле, n = 2-8

Q – теплота реакции.

Одновременно в процессе протекает также реакций прямого окисления Н₂ S в серу.

Н₂ S + 0,5О₂ → Н₂ О + S + Q (4.3)

Описанные в технической литературе данные реакции именуются реакциями Клауса, по имени ученого, предложившего их механизм /16/.

Основная часть тепла, получаемая по реакции Клауса на промышленных установках, рекуперируются, за счет чего производится водяной пар. Наряду с реакциями (4.1) – (4.3) при взаимодействии Н₂ S с кислородом и природным газом, протекают также следующие реакции:

СО₂ + Н₂ S → COS + Н₂ О (4.4)

СН₄ + 2S₂ → CS₂ + 2Н₂ (4.5)

СО₂ + Н₂ S⇄CO + Н₂ О + СОS (4.6)

СО + Н₂ О ⇄Н₂ О + СО₂ (4.7)

Установки получения серы, основанные на реализации реакции (4.1) – (4.3), в технической литературе принято называть установками Клауса. В общем случае установка Клауса включает в себя термическую и каталитическую ступени.

В термической ступени сероводород сгорает в присутствии воздуха. При этом преимущественно образуются элементная сера и диоксид серы. Температура горения прежде всего зависит от концентрации Н₂ S в кислом газе и составляет 900-1200^о С. Эта температура зависит также от соотношения "воздух: кислый газ", которое, как правило, поддерживается на уровне 1,7-1,9. Степень конверсии Н₂ S в элементную серу в термической ступени должна быть как выше, то есть ближе к термодинамическому уровню.

При пониженных значениях степени конверсии на термической ступени, при сохранении общего значения этого параметра в целом по установке увеличивается нагрузка на каталитические ступени.

Одним из основных факторов, оказывающих влияние на эффективность работы термической ступени, является продолжительность пребывания в ней газа τ_s . Зависимость между τ_s и степенью конверсии Н₂ S в S для реактора-генератора подробно изучена П.А.Теснер и др. /16, 29/.

Степень конверсии Н₂ S в серу зависит также от температуры в реакторе: чем выше температура, тем выше степень конверсии Н₂ S. Это хорошо видно из графической зависимости, представленной на рисунке 12, полученной на установке Калуса Мубаренского ГПЗ /16/. Практическая степень превращения Н₂ S в серу в реакторе составляет не более 60-65%.

Дальнейшая конверсия Н₂ S в серу происходит в каталитических ступенях установки Клауса – в конверторах.

Основным параметром, влияющим на степень конверсии Н₂ S, является соотношение расходов воздуха и кислого газа на выходе из реакционной печи, оно должно обеспечивать объемное соотношение Н₂ S : SO₂ на входе газа в конвертор, равное 2 : 1. Любое отклонение от данного соотношения влечет за собой снижение выхода элементарной серы.

1 – теоретическая; 2 – по данным обследования.

Рисунок 12. Зависимость конверсии Н₂ S в реакторе-печи от температуры

Рисунок 13. Зависимость степени конверсии Н₂ S от температуры в конверторе

На процесс превращения Н₂ S в элементарную серу заметное влияние оказывают и такие факторы, как длительность поддержания высокой температуры продуктов сгорания, температура газа на входе в каталитическую ступень, объемная скорость газа конверторе и т.д. В конверторах наблюдается обратная зависимость между выходом серы и средней температуры процесса. Характер этой зависимости представлен на рисунке 16, минимальное значение температуры устанавливают таким образом, чтобы исключить конденсацию паров серы на поверхности катализатора. Катализаторы используют на практике для интенсификации процесса конверсии. В качестве катализаторов широкое применение получили бокситы.

Природные бокситы в основном состоят из гидроксидов алюминия и оксидов железа. Они содержат также кремнезем (SiO₂ ), оксиды титана (TiO₂ ), кальция (СаО), магния (MgO), марганца (MnO), фосфора (Р₂ О₅ ) и другие соединения.

Широкое использование бокситов в качестве катализаторов было обусловлено в первую очередь их дешевизной. Однако из-за таких недостатков, как непостоянство состава, недостаточно развитая поверхность и устойчивость против дезактивации на установках Клауса, со временем бокситы были заменены другими катализаторами, например, активированным оксидом алюминия. Этот катализатор имеет большое число макропор, что обеспечивает его повышенную реакционную способность. Катализаторы иногда содержат также ряд других соединений, специально добавляемых для повышения активности. Основные показатели катализаторов, применяемых зарубежными фирмами, приведены в таблице 13.

Таблица 13

Характеристика катализаторов зарубежных стран

содержание   ..  490  491  492   ..