Установка очистки газа от кислых компонентов с использованием диэтаноламина

0

Курсовой проект

Установка очистки газа от кислых компонентов с использованием диэтаноламина

Оглавление

Введение 4

Описание технологической схемы процесса 5
Технологический расчет абсорбера 8

2.1 Исходные данные 8

2.2 Характеристика абсорбента 9

2.3 Материальный баланс 13

2.4 Тепловой баланс 26

2.5 Геометрические размеры абсорбера 35

Технологический расчет экспанзера 37
Технологический расчет теплообменника амин-амин 40

4.1 Исходные данные 40

4.2 Расчет аппарата 40

Список литературы 44

Введение

Углеводородные нефтяные и природные газы могут содержать в качестве примесей нежелательные кислые компоненты- диоксид углерода, сероводород, а так же сераорганические соединения – серооксид углерода, сероуглерод, меркаптаны, тиофены.

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

Сероводород, меркаптаны, серооксид углерода – высокотоксичные вещества.

Диоксид углерода, присутствующий в газообразном топливе, уменьшает теплоты сгорания топлива.

Для очистки нефтяных и природных газов от сероводорода, диоксида углерода и других серо- и кислородсодержащих соединений применяют абсорбционные процессы.

В данной курсовой работе рассматривается процесс очистки природного газа от сероводорода и диоксида углерода раствором диэтаноламина, и ведется расчет основных аппаратов: абсорбера, экспанзера и теплообменника амин-амин.

1 Описание технологической схемы процесса

В данном курсовом проекте применена технологическая схема аминовой очистки газа с разветвленными потоками абсорбента одинаковой температуры (рисунок 1).

1,10-сепараторы, 2-абсорбер, 3,9-холодильники, 4,11-насосы, 5-экспанзер, 6-емкость регенерированного амина, 7-теплообменник, 8-десорбер, 12-кипятильник; I-газ на очистку, II-конденсат, III-очищенный газ, IV-насыщенный амин, V-экспанзерные газы, VI-кислые газы, VII-регенерированный амин, VIII-водяной пар.

Рисунок 1.Технологическая схема очистки газа от кислых компонентов с разветвленной подачей диэтаноламина.

Данную схему целесообразно применять при содержании кислых компонентов в сыром газе 1-2%, а также при наличии в нем тяжелых углеводородов.

Также выбор технологической схемы подкрепляется опытом эксплуатации Оренбургского газоперерабатывающего завода, где среди прочих процессов, имеет место очистка серосодержащего газа с применением схемы с разветвленной подачей 25%-ного раствора ДЭА разной температуры.

Повышение концентрации раствора диэтаноламина и меньшее содержание кислых компонентов, по сравнению с ОГКМ, позволило снизить тепловые и энергетические затраты на нагрев раствора, поэтому абсорбент подается в две точки с одинаковой температурой.

Часть потока регенерированного амина (75% масс.) подается на одну из тарелок в средней части абсорбера. Стекая вниз по тарелкам, амин контактирует с восходящим потоком газа, подаваемым под нижнюю тарелку абсорбера. В нижней части аппарата происходит интенсивное взаимодействие кислых компонентов газа с амином и повышение температуры за счет экзотермичности протекающих реакций. При повышении температуры химическое равновесие целевых реакций смещается в обратном направлении и степень извлечения кислых компонентов понижается. Избыточное тепло выводится из колонны с потоком насыщенного абсорбента. В верхней части абсорбера происходит контактирование газового потока со свежим абсорбентом, подаваемым на верхнюю тарелку колонны и доизвлечение кислых компонентов из газа. Насыщенный кислыми газами раствор, выходящий с низа абсорбера, подогревается в теплообменнике регенерированным раствором из десорбера и подается на верх его.

Тепло, необходимое для регенерации насыщенного раствора, сообщается раствору в рибойлерах, обогреваемых водяным паром. Кислый газ из десорбера охлаждается для конденсации большей части содержащихся в нем водяных паров. Этот конденсат-флегма непрерывно возвращается обратно в систему, чтобы предотвратить увеличение концентрации раствора амина. Обычно эту флегму подают в верх десорбера несколько выше входа насыщенного раствора для конденсации паров амина из потока кислого газа.

В схеме предусмотрен экспанзер (выветриватель), где за счет снижения давления насыщенного раствора выделяются физически растворенные в абсорбенте углеводороды и частично сероводород и диоксид углерода. Экспанзерный газ после очистки используется в качестве топливного газа или компримируется и подается в поток исходного газа.

2 Технологический расчет абсорбера

2.1 Исходные данные

Производительность по сырью: 125 тыс. м³/ч.
Температура сырого газа на входе в абсорбер 35°С.
Давление 4,5 МПа.
Состав газа, % об.:

CH₄-61,15;

C₂H₆-7,49;

C₃H₈-12,9;

и-C₄H₁₀-3,86;

н- C₄H₁₀-6,61;

и-C₅H₁₂-2,35;

н- C₅H₁₂-2,02;

и-C₆H₁₄-0,80;

н- C₆H₁₄-0,39;

С₇₊-0,16;

H₂S-1,02;

CO₂-0,30;

N₂-1,56.

Используемый абсорбент-35%-ный раствор ДЭА.

2.2 Характеристика абсорбента

Для того, чтобы охарактеризовать рабочий раствор поглотителя, необходимо рассчитать его плотность, вязкость, удельную теплоемкость, минимальный расход, степень насыщения кислыми компонентами.

Эти параметры рассчитываются по уравнениям [11, 262]:

(1)

(2)

(3)

где ρ-плотность, кг/м³;

μ-вязкость, Па·с;

Ср-теплоемкость, кДж/(кг·°С)

t-температура абсорбции, t=50°C,

с-концентрация раствора амина, % масс.;

а₁-а₆-коэффициенты,

m₁-m₂-показатели степени, указаны в таблице 1.

Таблица 1 - значения a_i-m_i в уравнениях (1)-(3).

Физические свойства	а₁	а₂∙10³	а₃∙10³	а₄∙10⁴	а₅∙10⁴	а₆∙10³	m₁	m₂
ДЭА
ρ	998	4,03	3400	2,4	1,05	4,97	1,45	1,19
µ	0,0677	6821	4,4	141
С_р	4,176	0,46	18,4	0,54

По уравнениям (1)-(3):

Коэффициент для перевода условий от нормальных к рабочим:

(4)

где P-давление в аппарате, МПа,

Подставив значения в формулу (4):

Степени насыщения кислыми компонентами за счет физической абсорбции [10, 38]:

(5)

(6)

где Y_i-содержание i-го компонента в исходном газе, % об.,

m_CO₂, m_H₂_S-константы фазового равновесия кислых компонентов в воде, кмоль/м³,

С_ДЭА - молярная концентрация амина в растворе, моль/л.

Расчет молярной концентрации раствора амина:

Допустим, что масса раствора диэтаноламина m_р.ДЭА=100г, тогда масса чистого вещества равна 35г. Количество вещества диэтаноламина:

(7)

где M_а-молярная масса амина, M_а=105,16 г/моль.

,

Объем амина равен:

(8),

где ρ-плотность аминового раствора кг/м³.

Молярная концентрация:

(9)

Константы фазового равновесия рассчитываются по формулам:

(10)

(11),

где t-температура абсорбции, t=50°С.

Получили, подставив значения в (5) и (6):

Удельный расход поглотителя [10, 38]

(12)

где Y_i-содержание i-го компонента в сырье, % об.,

φ-селективность абсорбции, для диэтаноламина (1-φ)=1,

n-стехиометрический коэффициент, для диэтаноламина n=2 [8,38],

С_ДЭА-молярная концентрация амина, моль/л,

К-коэффициент для перевода условий от нормальных к рабочим,

m_i-константы фазового равновесия i-го компонента, кмоль/м³,

α_i-степень насыщения амина i-тым компонентом.

2.3 Материальный баланс абсорбера

Содержание H₂S в очищенном газе в соответствии с требованиями стандартов для товарного газа не должно превышать 7мг/м³ (0,00046 % об.), принимаем 0,0004 % об., содержание CO₂– 0,02 % об.

Пересчет почасовой производительности установки по сырью в посекундную:

Рассчитываем объем очищенного газа исходя из состава исходного газа (% об.) по уравнению [3, 80]:

, м³/с (13)

где: – суммарное количество СО₂и H₂S в исходном и очищенном газе соответственно, % об.

Отсюда:

(14)

Расчет состава очищенного газа исходя из состава исходного газа в % об. по уравнению [3,81]:

(15)

где (Y_i)_очищ., (Y_i)_исх. - содержание i-го компонента в очищенном и в исходном газе соответственно, % об.

Формула для расчета плотности исходного и очищенного газа:

, (16),

где ρ_i – плотность исходного компонента газа при нормальных условиях (t=0°C и P=0,1 МПа), кг/м³,

Yi-содержание i-го компонента, % об.

Плотность компонентов исходного газа при нормальных условиях:

(17)

Масса компонентов при нормальных условиях:

где V_i-объем i-го компонента, м³/с.

Аналогично производится расчет параметров очищенного газа.

Результаты расчетов параметров исходного газа представлены в таблице 2.

Результаты расчетов параметров очищенного газа представлены в таблице 3.

Таблица 2 - расчет плотности и массы исходного газа

Компонент	М, кг/кмоль	Y_i, % об.	V_i, м³/с	ρ_i, кг/м³	Y_i·p_i	m_i, кг/с
СН₄	16,04	61,15	21,2326	0,7161	43,7878	15,2041
C₂H₆	30,07	7,49	2,6007	1,3424	10,0547	3,4912
C₃H₈	44,09	12,29	4,2674	1,9683	24,1905	8,3995
i-C₄H₁₀	58,12	3,86	1,3403	2,5946	10,0153	3,4775
n-C₄H₁₀	58,12	6,61	2,2951	2,5946	17,1506	5,9551
i-C₅H₁₂	72,15	2,35	0,8160	3,2210	7,5693	2,6282
n-C₅H₁₂	72,15	2,02	0,7014	3,2210	6,5064	2,2592
i-C₆H₁₄	86,18	0,80	0,2778	3,8473	3,0779	1,0687
n-C₆H₁₄	86,18	0,39	0,1354	3,8473	1,5005	0,5210
C₇₊(н)	100,21	0,16	0,0556	4,4737	0,7158	0,2485
H₂S	34,08	1,02	0,3542	1,5214	1,5519	0,5388
CO₂	44,01	0,30	0,1042	1,9643	0,5893	0,2046
N₂	28,02	1,56	0,5417	1,2509	1,9514	0,6776
∑		100,00	34,7222		128,661	44,6740

Плотность исходного газа равна 1,2866 кг/м³.

Масса исходного газа равна 44,6740 кг/с.

Таблица 3 - расчет плотности и массы очищенного газа

Компонент	М, кг/кмоль	Y_i, % об.	V_i, м³/с	ρ_i, кг/м³	Y_i·p_i	m_i,кг/с
СН₄	16,04	61,9552	21,3529	0,7161	44,3643	15,2902
C₂H₆	30,07	7,5886	2,6154	1,3424	10,1870	3,5110
C₃H₈	44,09	12,4518	4,2915	1,9683	24,5090	8,4471
i-C₄H₁₀	58,12	3,9108	1,3479	2,5946	10,1472	3,4972
n-C₄H₁₀	58,12	6,6970	2,3081	2,5946	17,3764	5,9888
i-C₅H₁₂	72,15	2,3809	0,8206	3,2210	7,6690	2,6431
n-C₅H₁₂	72,15	2,0466	0,7054	3,2210	6,5921	2,2720
i-C₆H₁₄	86,18	0,8105	0,2794	3,8473	3,1184	1,0748
n-C₆H₁₄	86,18	0,3951	0,1362	3,8473	1,5202	0,5239
C₇₊(н)	100,21	0,1621	0,0559	4,4737	0,7252	0,2499
H₂S	34,08	0,0004	0,0001	1,5214	0,0006	0,0002
CO₂	44,01	0,0200	0,0069	1,9643	0,0393	0,0135
N₂	28,02	1,5805	0,5447	1,2509	1,9771	0,6814
∑		100.0000	34,4650		128,225	44,1932

Плотность очищенного газа равна 1,2823 кг/м3.

Масса очищенного газа равна 44,1932 кг/с.

Массовый приход исходного газа производится по формуле:

G_исх.=V_исх∙ρ_исх=34,7222∙1,2866=44,674 кг/с,

в том числе сероводорода и диоксида углерода:

G_исх_H₂_S=V_исх∙Y_H₂_S∙ρ_H₂_S=34,7222∙1,02∙0,01∙1,5214=0,5388 кг/с

G_исх_CO₂.=V_исх∙Y_CO₂∙ρ_CO₂=34,7222∙0,3∙0,01∙1,9643= 0,2046 кг/с

Приход углеводородов, включая азот, принимаем равным количеству очищаемого газа:

G_исх.у/в=V_очищ∙ρ_очищ-m_H₂_S-m_CO₂=34,4651∙1,2823-0,0002-0,0135=

=43,9305 кг/с

Приход аминового раствора находится из уравнения материального баланса (по стехиометрии учитывается, что реакция аминов с диоксидом углерода идет только наполовину):

(18)

где Y_i-содержание i-го компонента в исходном газе, % об.,

G_1рр, G_2рр - расход раствора амина в первую и вторую точку абсорбера, кг/ч;

ma^1р, ma^2р - мольная доля свободного амина в регенерированном растворе по отношению к суммарному, моль/моль;

mа^1н, ma^2н – мольная доля свободного амина в насыщенном кислыми компонентами растворе, моль/моль;

q_1а, q_2а – суммарная концентрация амина в растворах вводимых в 1-ю и 2-ю точки абсорбера; % масс. принимаем, что q_1а = q_2а

Принимают, что ma^1р<1 и ma^2р< 1, G_1рр+G_2рр=G_рр; G_1рр=a₁Gрр;

G_2рр=(1-a)Gрр,

где: G_рр- общий расход амина, кг/ч;

a - доля амина, подаваемого на верхнюю тарелку абсорбера от общего количество регенерированного амина.

Общий расход раствора амина:

G_рр = (19)

где V_исх.г.-объем исходного газа, м³/с,

Y_i-содержание i-го компонента в исходном газе, % об.,

M_a-молекулярная масса амина, кг/кмоль,

ma^1р, ma^2р - мольная доля свободного амина в регенерированном растворе по отношению к суммарному, моль/моль;

mа^1н, ma^2н – мольная доля свободного амина в насыщенном кислыми компонентами растворе, моль/моль;

q_1а, q_2а – суммарная концентрация амина в растворах вводимых в 1-ю и 2-ю точки абсорбера; % масс. принимаем, что q_1а = q_2а

a - доля амина, подаваемого на верхнюю тарелку абсорбера от общего количество регенерированного амина.

G_рр =

Необходимо учесть количество физически абсорбированных кислых компонентов. При этом используются эмпирические соотношения:

(20)

(21)

где Р-давление в аппарате, Р=4,5 МПа,

Y_i-содержание i-го компонента в исходном газе, % об.,

Ma-молекулярная масса амина, кг/кмоль,

q_o- концентрация аминового раствора, % масс.,

t-температура абсорбции, t=50°С.

Дополняя (19) результатами расчетов по (20) и (21), получим выражение для расчета приход аминового раствора с учетом химической и физической сорбции кислых компонентов:

(22)

где V_исх.г.-объем исходного газа, м³/с,

Y_i-содержание i-го компонента в исходном газе, % об.,

Ma-молекулярная масса амина, кг/кмоль,

ma^1р, ma^2р - мольная доля свободного амина в регенерированном растворе по отношению к суммарному, моль/моль;

mа^1н, ma^2н – мольная доля свободного амина в насыщенном кислыми компонентами растворе, моль/моль;

q_1а, q_2а – суммарная концентрация амина в растворах вводимых в 1-ю и 2-ю точки абсорбера; % масс. принимаем, что q_1а = q_2а

a - доля амина, подаваемого на верхнюю тарелку абсорбера от общего количество регенерированного амина.

m^Ф_CO₂, m^Ф_H₂_S-количество физически абсорбированных диоксида углерода и сероводорода соответственно, кг/с.

На верхнюю тарелку и в среднюю часть абсорбера подается раствор амина одинаковой концентрации 35 %, доля амина, подаваемого на верх абсорбера α=0,25, ma^1р = 0,98, ma^2р = 0,95; ma^1н= ma^1н=0 [4, 44]

Приход регенерированного раствора диэтаноламина:

По уравнению Менделеева-Клапейрона унос паров воды и амина:

G^г_Н2О = 10^-3 (23)

G^г_а= 10^-3 (24)

где P_o– атмосферное давление, МПа;

Р_Н2О – парциальное давление паров воды над растворами аминов, Па;

Mi–молярная масса i-го компонента, г/моль;

Р – давление в аппарате, МПа;

R– газовая постоянная, R=8,314 Дж/(К·моль);

Р_а – парциальное давление паров аминов над их водными растворами, Па;

T– температура абсорбции, К.

Находим мольную долю амина в растворе:

С_а = (25),

где q_a, q_H₂_O–содержание амина и воды в растворе соответственно, % об.;

М_а, M_H₂_O– молярная масса амина и воды соответственно, г/моль.

Находим значение Р_Н2О, принимая линейную интерполяцию давления паров воды в интервале концентраций ДЭА в пределах 0,0-0,25 моль/моль, используя таблицу 4.

Концентрация амина, мольн. доли	Температура, ⁰С	МЭА	ДЭА	ТЭА
0,00	30	4246
	50	12530
	75	38157
	100	101300
0,25	30	2550	2430	2920
	50	8240	7170	8600
	75	29900	25500	27200
	100	84000	86200	88200

Таблица 4 - парциальное давление паров воды над растворами аминов, Па

В этом случае для исходной концентрации С_а:

(26)

При t=50°C и С_а=0,0844 моль/моль:

Унос паров воды будет равен:

G^г_Н2О = 10^-3

Значение Р_а находим по таблице 5, принимая линейную интерполяцию давления паров ДЭА в интервале концентраций 25-50%.

Таблица 5 - парциальное давление паров аминов над их водными растворами, Па

Концентрация амина, мольн. доли	Температура, ⁰С	МЭА	ДЭА	ТЭА
0.00	30	4	0,4	0,4
	50	13,33	1,333	1,333
	75	53,4	5,72	5,2
	100	168,0	20,0	17,3
0,25	30	9,33	1,333	0,666
	50	30,7	4,93	2,54
	75	121,5	21,3	10,4
	100	400,0	73,2	36,0
0,5	30	30,7	3,33	1,86
	50	106,7	13,33	6,66
	75	384,0	64,0	26,6
	100	1275,0	243,0	92,0

(27)

G^г_а= 10^-3

Уносом ДЭА за счет испарения можно пренебречь. Механический унос раствора амина принимаем по практическим данным [3,86]: G^мех=0,009 кг/с

Унос углеводородов оценивается по растворимости метана в воде.

Пользуясь таблицей 6, находим растворимость метана в воде при температуре и давлении абсорбции.

Таблица 6 - растворимость метана в воде β (см³/г Н₂О).

Давление,	Температура, ^оС
кг/см²	50	75	100	125	150
50	0,91	0,86	0,84	0,83	0,82
75	1,31	1,22	1,18	1,17	1,13
100	1,63	1,52	1,47	1,44	1,38
150	2,16	1,99	1,92	1,87	1,82

(28),

где G_pp–общий расход регенерированного амина;

β– растворимость метана в воде, β=0,85;

M_CH₄–молекулярная масса метана, г/моль.

кг/с

Таким образом расход влажного отходящего газа составит:

G^о_вл.г.= G^о_г- G^HP_СН4+ G^г_Н2О + G^г_а

где G^о_г–расход сухого очищенного газа, кг/с;

G_H₂_O^г–унос паров воды, кг/с;

G^г_а–унос паров амина, кг/с ;

G^HP_СН4–унос углеводородов, кг/с.

Расход сухого очищенного газа с учетом потери с раствором амина составит:

G^о_с.г.= G^о_г-G^нр_СН4+ G^г_а

G^о_с.г.= 43,9305-0,1685+0,0008=43,7629 кг/с

Расход сухого отходящего газа:

G^о_вл.г.= 43,9305-0,1685+0,055+0,0008=43,8179 кг/с.

Расход воды с регенерированным абсорбентом равен:

G^рр_Н2О=G^ф+х_pp∙(1-q_a),

где G^ф+х_pp– расход регенерированного амина с учетом физической и химической абсорбции, кг/с;

q_a-содержание амина в растворе, % об.

G^рр_Н2О=30,3266∙0,65=19,7123кг/с

Расход воды с насыщенным раствором амина снизится на величину уноса паров воды с отходящими очищенными газами и механического уноса.

G^нр_Н2О = G^рр_Н2О- G^г_Н2О – (1- q_a)∙G^мех,

где G^рр_Н2О–расход воды с регенерированным абсорбентом, кг/с;

G^г_Н2О–унос паров воды с отходящими газами, кг/с;

q_a-содержание амина в растворе, % об.;

G^мех–механический унос, кг/с.

G^нр_Н2О =19,7123-0,055-0,65∙0,009=19,6773кг/с

Расход регенерированного амина:

G^рр_а= G^ф+х_pp ∙ q_a,

где G^ф+х_pp– расход регенерированного амина с учетом физической и химической абсорбции, кг/с;

q_a-содержание амина в растворе, % об.

G^рр_а=30,3266∙0,35=10,6143кг/с

Расход амина также уменьшится на величину уноса с отходящими газами и механического уноса.

G^нр_а = G^рр_а- G^г_а – (1-q_a )·G^мех

где G^рр_а–расход регенерированного амина, кг/с;

G^г_а–унос паров амина, кг/с ;

q_a-содержание амина в растворе, % об.

G^мех–механический унос, кг/с.

G^нр_а= 10,6143-0,0008-0,35∙0,009=10,6101кг/с

На основании полученных данных составлен материальный баланс абсорбера (таблица 7).

Таблица 7 - материальный баланс абсорбера

Статьи прихода	Обозначения	Величина, кг/с
Статьи прихода	Обозначения	Общая	покомпонентная
1. Исходный газ	G _исх.	44,6740
у/в	G _{исх. у/в}		43,9305
H₂S	G _{исх. H2S}		0,5388
CO₂	G _{исх. CO2}		0,2046
2. Регенер. р-р ДЭА	G_pp	30,3266
ДЭА	G_a^PP		10,6143
H₂O	G_H2O^РР		19,7123
Всего:		75,0006	75,0006
Статьи расхода
1. Влажный отходящий газ	G^o_вл.г.	43,8179
сухой отходящий газ	G^o_с.г.		43,7629
водяные пары	G^г_H2O		0,055
2. Мех. унос раствора амина	G^мех	0,009	0,009
3. Насыщенный раствор ДЭА	G_HP	31,1737
ДЭА	G_a^HP		10,6103
H₂O	G_H2O^HР		19,6514
H₂S	G _{исх. H2S}		0,5388
CO₂	G _{исх. CO2}		0,2046
у/в	G _{исх. у/в}		0,1685
Всего:		75,0006	75,0006

2.4 Тепловой баланс абсорбера

Тепловой баланс абсорбера представляется уравнением:

(29)

где J_исх.г, J_вл.г, J_НР -теплосодержания исходного газа, регенерированного раствора амина, влажного отходящего газа, насыщенного раствора амина, соответственно, кДж/кг;

Q_хс, Q_пот - тепловой эффект хемосорбции и теплопотери.

Энтальпия газовой смеси вычисляется по формуле:

(30)

где - энтальпия смеси газов в идеальном состоянии, кДж/кг;

– поправка энтальпии на давление, кДж/кг.

Энтальпия идеальной газовой смеси рассчитывается по уравнению:

(31)

где – энтальпия компонентов газа, кДж/кг;

x_i- массовая доля компонентов газовой смеси

₌_или= С_p(t)ⁱ ∙ T(32)

Значения констант А, В, С, D – приведены в таблице 8.

Поправка энтальпии на давление рассчитывается по формуле: (33)

где Т_пс.кр. – псевдокритическая температура смеси;

М_см – средняя молекулярная масса смеси;

– табличные функции от приведенных параметров;

w_см – фактор ацентричности смеси газов.

определяются в зависимости от приведенных давления Р_пр и температуры Т_пр. Указаны в таблицах 9-10.

Таблица 8 - значения констант А, В, С, D в уравнении 32)

Компонент	A	B	C	D
СН₄	154,15	15,12	0,05	59,62
C₂H₆	58,65	23,63	0,41	56,15
C₃H₈	33,65	26,31	0,54	35,58
i-C₄H₁₀	27,32	27,08	0,58	2,74
n-C₄H₁₀	34,72	26,08	0,55	89,22
i-C₅H₁₂	26,69	26,84	0,57	11,61
n-C₅H₁₂	33,59	25,99	0,55	28,21
i-C₆H₁₄	32,73	30,25	0,68	65,82
n-C₆H₁₄	33,62	26,01	0,55	28,23
C₇₊(н)	31,43	25,21	0,54	18,27
H₂S	87,27	2,54	0,01	25,12
CO₂	58,62	5,05	0,01	-11,08
N₂	99,21	0,73	0,01	20,16

Таблица 9 - поправка на давление для энтальпии плотных газов и жидкостей.

T_пр./P_пр.	0,9	1,0
1,15	0,82	0,93
1,2	0,72	0,83
1,25	0,61	0,73

Критические параметры находятся по уравнениям:

Т_пр = (34)

Р_пр = (35)

где Т и Р – рабочие температура и давление;

Т_пс.кри Р_пс.кр. – псевдокритические температура и давление.

Таблица 10 - поправка на давление для энтальпии плотных газов и жидкостей

T_пр./P_пр.	0,8	1,0
1,15	0,28	0,32
1,2	0,24	0,28
1,25	0,21	0,25

Псевдокритические температура и давление определяются по формулам:

Т_пс.кр.= SY_i∙T_кр_i(36)

Р _{пс кр}=SY_i∙P_кр_i(37)

где T_кр_i - критическая температура i – го компонента, К;

P_кр_i- критическое давление i-го компонента, МПа;

М_ср- средняя молекулярная масса смеси, кг/кмоль, рассчитывается по уравнению:

М_см = SY_i∙M_i (38)

Фактор ацентричности смеси определяется по формуле:

w_см = SY_i∙ w_i (39),

где w_i– фактор ацентричности i – го компонента.

Результаты расчета по исходному газу представлены в таблицу 11.

В итоге для исходного газа:

Т_пс.кр.= 262,5997 К.

Р _{пс кр}=4,6801 МПа.

Т_пр = 1,173 К.

Р_пр = 0,9615 МПа.

=0,7163.

=0,2540.

М_см = 28,8201 кг/кмоль

w_см = 0,0646

=55,5061кДж/кг.

По уравнению (24):

При вычислении теплосодержания очищенного газа необходимо пересчитать состав очищенного газа (с сухого состояния на влажное), пользуясь данными материального баланса:

(40)

где - содержание водяных паров в очищенном газе, м³/100м³ сухого газа:

(41)

где (42)

Таким образом, увлажненный газ будет отличаться от сухого очищенного газа по составу в 0,998435 раз, включая .

Результаты расчета влажного очищенного газа представлены в таблице 12.

В итоге для влажного очищенного газа:

Т_пс.кр.= 260,9285 К,

Р _{пс кр}=4,6192МПа.

Т_пр = 1,2379 К.

Р_пр = 0,9742 МПа.

(найдены методом двойной линейной интерполяции)

М_см = 28,6777 кг/кмоль

w_см = 0,0637

По уравнению (24):

Таблица 11 - результаты расчета энтальпии исходного газа.
Компонент	J_i, кДж/кг	y_i	m_i, кг/с	x_i	x_i∙J_i	T_кр, К	P_кр., Мпа	T_кр∙y_i	P_кр∙y_i	ω_i	ω_i∙ y_i	М_i∙y_i
СН₄	639,0344	0,612	15,2041	0,3403	217,4852	190,50	4,88	116,4908	2,9841	0,0014	0,0009	9,8085
C₂H₆	435,0156	0,075	3,4912	0,0781	33,9958	305,40	5,07	22,8745	0,3797	0,0986	0,0074	2,2522
C₃H₈	380,5589	0,123	8,3995	0,1880	71,5515	369,80	4,42	45,4484	0,5432	0,1524	0,0187	5,4187
i-C₄H₁₀	358,8734	0,039	3,4775	0,0778	27,9357	408,10	3,80	15,7527	0,1467	0,1949	0,0075	2,2434
n-C₄H₁₀	399,3804	0,066	5,9551	0,1333	53,2376	425,20	3,95	28,1057	0,2611	0,2010	0,0133	3,8417
i-C₅H₁₂	357,2440	0,024	2,6282	0,0588	21,0171	460,40	3,51	10,8194	0,0825	0,2223	0,0052	1,6955
n-C₅H₁₂	375,2378	0,020	2,2592	0,0506	18,9758	469,70	3,50	9,4879	0,0707	0,2539	0,0051	1,4574
i-C₆H₁₄	429,0104	0,008	1,0687	0,0239	10,2629	507,40	3,13	4,0592	0,0250	0,3002	0,0024	0,6894
n-C₆H₁₄	375,4568	0,004	0,5210	0,0117	4,3786	507,40	3,13	1,9789	0,0122	0,3002	0,0012	0,3361
C₇₊(н)	357,6629	0,002	0,2485	0,0056	1,9898	561,00	2,74	0,8976	0,0044	0,3510	0,0006	0,1603
H₂S	301,3351	0,010	0,5388	0,0121	3,6346	373,40	9,06	3,8087	0,0924	0,1000	0,0010	0,3476
CO₂	225,1507	0,003	0,2046	0,0046	1,0312	304,00	7,64	0,9120	0,0229	0,2310	0,0007	0,1320
N₂	319,3295	0,016	0,6776	0,0152	4,8432	125,90	3,53	1,9640	0,0551	0,0400	0,0006	0,4371
∑		1,000	44,6740	1,0000	470,3389			262,5997	4,6801		0,0646	28,8201

Компонент	J_i, кДж/кг	y_i	m_i, кг/с	x_i	x_i∙J_i	T_кр, К	P_кр., Мпа	T_кр∙y_i	P_кр∙y_i	ω_i	ω_i∙ y_i	М_i∙y_i
СН₄	639,0344	0,6186	15,2081	0,3460	221,0970	190,50	4,88	117,8402	3,0187	0,0014	0,0009	9,9221
C₂H₆	435,0156	0,0758	3,4921	0,0794	34,5603	305,40	5,07	23,1394	0,3841	0,0986	0,0075	2,2783
C₃H₈	380,5589	0,1243	8,4017	0,1911	72,7397	369,80	4,42	45,9749	0,5495	0,1524	0,0189	5,4814
i-C₄H₁₀	358,8734	0,0390	3,4785	0,0791	28,3996	408,10	3,80	15,9351	0,1484	0,1949	0,0076	2,2694
n-C₄H₁₀	399,3804	0,0669	5,9566	0,1355	54,1217	425,20	3,95	28,4313	0,2641	0,2010	0,0134	3,8862
i-C₅H₁₂	357,2440	0,0238	2,6289	0,0598	21,3662	460,40	3,51	10,9447	0,0834	0,2223	0,0053	1,7152
n-C₅H₁₂	375,2378	0,0204	2,2598	0,0514	19,2909	469,70	3,50	9,5978	0,0715	0,2539	0,0052	1,4743
i-C₆H₁₄	429,0104	0,0081	1,0690	0,0243	10,4333	507,40	3,13	4,1062	0,0253	0,3002	0,0024	0,6974
n-C₆H₁₄	375,4568	0,0039	0,5211	0,0119	4,4513	507,40	3,13	2,0018	0,0123	0,3002	0,0012	0,3400
C₇₊(н)	357,6629	0,0016	0,2486	0,0057	2,0228	561,00	2,74	0,9080	0,0044	0,3510	0,0006	0,1622
H₂S	301,3351	0,0000	0,0002	0,0000	0,0014	373,40	9,06	0,0015	0,0000	0,1000	0,0000	0,0001
CO₂	225,1507	0,0002	0,0135	0,0003	0,0690	304,00	7,64	0,0607	0,0015	0,2310	0,0000	0,0088
N₂	319,3295	0,0158	0,6777	0,0154	4,9237	125,90	3,53	1,9868	0,0557	0,0400	0,0006	0,4422
∑		0,998435	43,9557	1,0000	473,4770			260,9285	4,6192		0,0637	28,6777

Таблица 12 - результаты расчета энтальпии влажного очищенного газа

Теплосодержание аминового раствора вычисляют по формуле:

(43)

(44)

где C_HH, С_НР- теплоемкости регенерированного и насыщенного раствора амина соответственно, кДж/кг;

t_PP, t_HP-температура ввода регенерированного и вывода насыщенного растворов,°С.

Из-за отсутствия надежных данных принимаем C_PP=C_HP[4,57], найдено по формуле (3).

Температура ввода раствора 50 °С, температура вывода является искомой величиной, определяемой из теплового баланса.

Из-за отсутствия надежных данных расчет теплового эффекта хемосорбции вызывает некоторые затруднения. Его величина зависит от концентрации амина в растворе, от степени насыщения амина кислыми компонентами и от температуры. Интегральное значение теплоты хемосорбции сероводорода и диоксида углерода в пределах α=0 до α=1 приближенно равно 40 кДж/моль.

Тогда:

(45),

где q_хс-интегральное значение теплоты хемосорбции сероводорода и диоксида углерода, кДж/моль;

G^HP_i- содержание i-го компонента в насыщенном растворе, кг/с;

M_i-молекулярная масса i-го компонента, кг/кмоль.

Теплопотери в окружающую среду принимаем равными 1% и составляют 248,8454 кДж/с.

Тепловой поток насыщенного раствора находится из теплового баланса:

Из формулы (44):

Результаты расчетов теплового баланса сведены в таблицу 12.

Таблица 12 - тепловой баланс

Статья	Расход, кг/с	Температура, °С	Энтальпия, кДж/кг	Тепловой поток, кДж/с
Приход
Исходный газ	44,6740	35	414,8328	18532,2406
Регенерированный раствор	30,3266	50	182,4750	5533,8462
Тепловой эффект хемосорбции				818,4524
Всего:	24884,5392
Расход
Влажный очищенный газ	43,9884	50	417,4212	18361,6944
Насыщенный раствор	31,1993	55,3	201,6717	6286,8465
Теплопотери				248,8454
Всего:	24884,5392

2.5 Геометрические размеры абсорбера

Диаметр абсорбера в наиболее нагруженном нижнем сечении рассчитывается по формуле:

(46)

где r_нр – плотность насыщенного раствора амина, кг/м³, находится по формуле (1):

r_г – плотность исходного газа, кг/м³;

-расход насыщенного абсорбента, кг/с

К₀ =0,35 – коэффициент зависящий от типа тарелки, выбрана струйная с вертикальными перегородками [9, 265];

С - коэффициент, зависящий от расстояния между тарелками и условий процесса. (при расстоянии между тарелками 0,7 м для абсорберов С = 520).

Необходимое для расчетов значение r_гвычисляется по формуле:

r_г = r_исх (47)

где Р_н, Т_н – нормальные температура и давление;

Р, Т – рабочие температура и давление;

кг/м³;

z – коэффициент сжимаемости,

Значение z представлено как функция от приведенного давления Р_пр. и приведенной температуры Т_пр.

Приведенные параметры для исходного газа (рассчитаны ранее):

(48)

z=0,7666

Плотность газа в рабочих условиях будет равна:

Возвращаясь к формуле (46):

Примем ближайшее большее значение диаметра 5600мм, сходя из принятых стандартов [5].

Высота абсорбера рассчитывается по формуле:

Н_а = h₁ + H_т + h_{2 ,}м (49)

где h₁ – высота верхней камеры;

Hт – высота тарельчатой части;

h₂ – высота нижней камеры.

По практическим данным [4,66] принимается:

h₁=D_н =5,6м; h₂=1,5∙D_н=8,25м

Число тарелок в абсорбере 25 (принимается по практическим данным) [4,66].

H_т=0,76∙(25-1)=16,8м

Н_а = 5,6+8,25+16,8=30,55м

3 Технологический расчет экспанзера

Экспанзер представляет собой аппарат для разгазирования насыщенного раствора амина. Здесь или до него происходит снижение давления жидкости. при этом растворенные газы выделяются в виде газовой эмульсии и пены. В экспанзере скорость жидкости резко уменьшается и происходит гравитационное разделение жидкой и газовой фаз. Давление в экспанзере выбирают таким образом, чтобы десорбировались, в основном, только углеводородные газы, а кислые компоненты остались в насыщенном растворе, с тем, чтобы углеводородные газы можно было использовать в качестве топлива на ГПЗ или бытовые нужды. Такое давление изменяется в пределах от 1,2 до 2,0 МПа. Ссылаясь на [4, 66], принимаем давление равным 17 кг/см².

Количество выделяющегося газа определяется по растворимости метана в воде (таблица 6). Количество углеводородов, оставшихся в растворе ДЭА, будет равно:

где β₁₇, β₀, β₅₀-растворимость метана в воде при 17 кг/см², 0 кг/см² и

50 кг/см² соответственно.

Количество экспанзерного газа:

(50),

где G_pp-количество регенерированного амина,кг/с;

M_CH₄-молекулярная масса метана, г/моль.

где G_исх.у/в-количество углеводородов в исходном газе, кг/с;

ΔG_CH₄, ΔV_CH₄ -количество и объем углеводородов в растворе после дегазации, кг/с и м³/с соответственно.

Поверхность сепарации фаз S вычисляется из условия, что скорость всплытия газовых пузырьков (обычно диаметром 10^-4м) была больше скорости подъема уровня жидкости.

(51)

где G_HP-количество насыщенного раствора амина, кг/с;

μ_НР-вязкость насыщенного раствора, Па∙с;

ρ_НР-плотность насыщенного раствора амина;

ρ_г-плотность газа, кг/м³;

d-диаметр газовых пузырьков, м;

g-ускорение свободного падения.

Вязкость раствора амина определяется по формуле (2):

Плотность газа вычисляется с учетом коэффициента сжимаемости Z, который вычисляется по формуле (41).

Критические параметры метана:

P_кр=4,88 МПа

Т_кр=190,5 К

Приведенные параметры:

P_пр=0,3484 МПа

Т_пр=1,7218 К

Подставляя P_пр.и Т_пр.в уравнение (48) находим:

Подставляя полученные значения в уравнение (47), получим:

ρ_г= 27,4678 кг/м³

И по уравнению (44):

Площадь сепарации равна 30 м2. Принимаем вертикальный цилиндрический экспанзер с диаметром 1012 мм и длиной 5280 мм с насадкой из полых керамических колец, расположенных в два слоя [12,27].

4 Технологический расчет теплообменника амин-амин

4.1 Исходные данные

Горячий теплоноситель: регенерированный амин;

количество: G_г =30,3266 кг/с;

начальная температура принимается по практическим данным [8, 47],

t₁ =125⁰С.

Холодный теплоноситель: насыщенный амин;

количество: G_х =31,1993 кг/с;

начальная температура принимается из теплового баланса t₃=55,1⁰С;

конечная температура принимается из практических данных [4, 73]t₄=90⁰С.

4.2 Расчет аппарата

Тепловая нагрузка аппарата - количество отводимого в аппарате тепла Q ( кДж/с ), для горячего потока определяем по формуле :

Q₁ = G_г ·(Нt₁ -Нt₂ ) (52)

где G_г - количество продукта, поступающего в аппарат, кг/с;

t₁ и t₂ - начальная и конечная температуры потока, ^ºС;

Н – энтальпия при соответствующей температуре, кДж/кг.

Для холодного потока определяем по формуле:

Q₂ = G_х ·(Нt₄ –Нt₃ ) (53)

где G_х - количество продукта, поступающего в аппарат, кг/с;

t₄ и t₃ - начальная и конечная температуры потока, ^ºС;

Н – энтальпия при соответствующей температуре, кДж/кг.

Q₁ ·η = Q₂(54)

где η- КПД аппарата, принимаем 0,95.

G_г · (Нt₁ -Нt₂ ) · η = G_х · (Нt₄ –Нt₃ ) (55)

Исходя из формулы (55), находится энтальпия горячего теплоносителя на выходе из десорбера:

(56),

где G_х - количество продукта, поступающего в аппарат, кг/с;

t₄ и t₃ - начальная и конечная температуры потока, ^ºС;

Н – энтальпия при соответствующей температуре, кДж/кг;

G_г - количество продукта, поступающего в аппарат, кг/с;

t₁ и t₂ - начальная и конечная температуры потока, ^ºС;

η- КПД аппарата, принимаем 0,95.

Энтальпии потоков находим по формуле:

Н_ti = t_i· C_р (57)

С_р – теплоемкость раствора амина, кДж/(кг∙^ºС). Рассчитывается по формуле (3).

t-температура, °C,

с-концентрация раствора амина, 35 % масс.;

а₁-а₆-коэффициенты, указаны в таблице 1.

Расчет энтальпии потоков сводим в таблицу 13.

Таблица 13 - расчет энтальпий потоков

t, °C		С_р(t), кДж/кг	H_t
t₁	125	3,8258	478,22
t₂	89	3,7403	331,55
t₃	55	3,6613	201,37
t₄	90	3,7435	336,92

Находим искомую температуру t₂» 89 ^ºС

Тепловая нагрузка:

Q₁ = 4225,47кДж/с

Q₂ = 4225,47кДж/с

Средний температурный напор определяется по уравнению:

t_ср= (58)

где t_ср- средний температурный напор, ^ºС;

t_maxи t_min – большая и меньшая разность температур, определяются как разность температур на концах теплообменника амина-амин (вход/выход):

t_max=t₁-t₄=125-90=35^ºС

t_min=t₂-t₃=98-55=34^ºС

t_ср= =34,5^ºС

Вычисляем поверхность теплообмена по формуле [5]:

F = (59)

где Q- тепловая нагрузка аппарата, кДж/с;

К - коэффициент теплопередачи, кДж/(м² ·ч ·град), принимается исходя из практических данных [8, 45], К=400 Вт/( м²· гад);

t_ср- средний температурный напор, ^ºС;

F ==306,2м²

Число аппаратов находится по формуле [6, 55]:

n = F / F₁ (60)

где F - рассчитанная поверхность теплообмена, м²;

F₁ - поверхность теплообмена одного стандартного теплообменника.

По справочным данным подбираем теплообменник [6,52]:

Тип - кожухотрубчатый теплообменник

Поверхность теплообмена 409 м²;

Число ходов по трубам –2;

Внутренний диаметр корпуса теплообменника – 1200 мм;

Количество теплообменников

n = 306,2/ 409= 0,75

Принимаем 1 теплообменник.

Список литературы

Александров И.А. Ректификационные и абсорбционные аппараты. Методы расчета и основы конструирования. - 3-е изд., перераб. М.: "Химия", 1978.
Бекиров Т.М. Первичная переработка природных газов. М.: Химия, 1987.
Бусыгина Н.В., Бусыгин И.Г. Технология переработки природного газа и газового конденсата. - Оренбург: ИПК "Газпромпечать", 2002.
Гилязетдинов Л.П.Технологический расчет установки аминовой очистки природного газа (с применением ЭВМ)
ГОСТ 9617-76. Сосуды и аппараты. Ряды диаметров.
Кузнецов А. А., Судаков Е.Н. Расчеты основных процнссов и аппаратов переработки углеводородных газов: Справочное пособие. - М.: Химия, 1983.
Методы расчета теплофизических свойств газов и жидкостей. ВНИПИНефть, Термодинамический Центр В/О "Нефтехим", М., "Химия", 1974.
Рамм В.М. Абсорбция газов. Изд. 2-е, переработ. и доп. М.: "Химия", 1976
Расчеты основных процессов и аппаратов нефтепереработки: Справочник/Рабинович Г.Г., Рябых П.М., Хохряков П.А. и др.; Под ред. Е.Н. Судакова. - 3-е изд., перераб. и доп. - М.: Химия, 1979.
Технология переработки сернистого природного газа. Справочник под редакцией А.И. Афанасьева.
Технология переработки природного газа и конденсата. Справочник: В 2 ч.-М.: "Недра-Бизнесцентр", 2002.- Ч.1
Цмель В.М. Оборудование для химической промышленности. Краткий справочник. М.: Государственное научно-техническое издательство химической литературы, 1952.

Чертеж

Скачать: novaya-papka.rar

Категория: Курсовые / Курсовые нефть и газ

Уважаемый посетитель, Вы зашли на сайт как незарегистрированный пользователь.
Мы рекомендуем Вам зарегистрироваться либо войти на сайт под своим именем.

Привет студент

Наверх

Привет студент