Upload
diana
View
251
Download
0
Embed Size (px)
DESCRIPTION
proiect pgi
Citation preview
UNIVERSITATEA PETROL ȘI GAZE- DIN PLOIEŞTI
FACULTATEA: TEHNOLOGIA PETROLULUI ŞI PETROCHIMIE
PROIECT
DE SEMESTRU
PURIFICAREA GAZELOR INDUSTRIALE
CONDUCĂTOR PROIECT:
Şef lucrări dr. ing. Mihaela Neagu
STUDENT: Ionita Raluca Nicoleta
Anul IV, zi , Grupa 3149
2012
CUPRINS
1. TEMA PROIECTULUI, DATE DE INTRARE.
2. PROIECTAREA TEHNOLOGICA A COLOANEI DE ABSORTIE.
2.1. Calculul debitelor si concentratiilor in coloana de absortie.
2.2. Bilantul termic pe coloana de absortie.
2.3. Determinarea numarului de talere teoretice din coloana de absortie.
2.4. Dimensionarea coloanei de absortie.
2.4.1. Diametrul coloanei de absortie.
2.4.2. Inaltimea coloanei de absortie.
3. PROIECTAREA TEHNOLOGICA A COLOANEI DE STRIPARE.
3.1. Bilantul termic, regimul de temperaturii si consumul de abur.
3.2. Determinarea numarului de talere teoretice din coloana de stripare.
3.3. Dimensionarea coloanei de stripare.
3.3.1. Diametrul coloanei de stripare.
3.3.2. Inaltimea coloanei de stripare.
3.4. Calculul schimbului termic absorbant sarac- absorbant bogat.
3.5. Determinarea necesarului de apa de racire la racitorul suplimentar.
3.6. Determinarea necesarului de abur saturat la refierbator.
3.7. Automatizarea instalatiei de eliminare a hidrogenului sulfurat.
4. BIBLIOGRAFIE.
5. Anexe.
2
PROIECTUL TEHNOLOGIC AL UNEI
INSTALAŢII DE ELIMINARE A
HIDROGENULUI SULFURAT DINTR-UN
FLUX DE METAN PRIN ABSORBŢIE ÎN
SOLUŢIE APOASĂ DE DEA URMATĂ DE
FRACŢIONARE
3
DATE DE INTRARE
Gazul impurificat :metan
Debit de alimentare: 225 000 Nm3/zi
Concentraţia H2S: intrare :15 % volum
grad de absorţie: φ = 98%
Concentraţia soluţiei apoase de DEA:20% masă
Gradul de încărcare al absorbantului sărac: X0= 0,03 kmoli H2S /kmol DEA
Parametrii de lucru în coloana de absorbţie:
Presiune: 5 bar
Temperatura de intrare gaz impurificat: 20oC
Temperatura de intrare absorbant sărac: 25oC
Parametrii de lucru în coloana de desorbţie:
Presiune la vârf: 1,2 bar
Presiune la bază:1,6 bar
Temperatura în refierbător: 115 oC
Temperatura refluxului: 60 oC
Raţia de reflux : 3:1
Tipul de coloană de absorbţie: talere cu supape
Tipul de coloană de desorbţie: talere cu supape
Se cere să se determine:
Bilanţurile materiale pe cele două coloane
Bilanţurile termice pe cele două coloane
Inălţimea şi diametrul celor două coloane
Necesarul de utilităţi
Pierderile de amină şi apă
Se va alcătui schema tehnologică şi de automatizare a instalaţiei
4
2. PROIECTAREA TEHNOLOGICĂ A COLOANEI DE
ABSORBŢIE
Proiectarea tehnologică a unei astfel de coloane constă în stabilirea necesarului de
echilibre, a diametrului şi înălţimii.
2.1 Calculul debitelor şi concentraţiilor în coloana de absorbţie
Operaţia de absorbţie are rolul de elimina din fluxul de etan impurificat, hidrogenul
sulfurat folosind ca absorbant soluţie apoasă de DEA 20% masa.
Fluxurile din coloana de absorbţie şi concentraţiile lor sunt cele prezentate în
figura 2.1:
În figura 2.1 semnificaţia
simbolurilor este:
G0 - debitul de gaz purtător
(metan), kmoli/h;
L0 - debitul de absorbant (DEA),
kmoli/h;
Yn+1, Y1 – concentraţiile solutului
(H2S) în metan, kmoli solut/kmol gaz
purtător la intrarea/ieşirea din coloană;
Xo, Xn - concentraţia solutului
(H2S) în absorbant, kmoli solut/kmol
absorbant la intrarea/ieşirea din coloană.
Tn+1, T1 - temperatura fluxului de
metan la intrarea/ieşirea din coloană;
T0, Tn – temperatura fluxului de
absorbant la intrarea/ieşirea din coloană
5
Figura 2.1. Fluxurile şi concentraţiile lor în
coloana de absorbţie
Din datele de intrare se calculează debitul molar G0 şi concentraţiile Yn+1, Y1.
Concentraţia Xn se alege astfel încât la determinarea numărului de talere teoretice
prin metoda grafică să rezulte un număr rezonabil de talere (2-3 talere).
Debitul molar L0 se calculează prin bilanţ material în jurul coloanei de absorbţie
(contur I ) din figura 2.1.
În continuare se calculează debitele parţiale ale componenţilor în fiecare flux la
intrarea şi ieşirea din coloană şi concentraţiile componenţilor în fracţii molare.
Din datele de intrare se calculează debitul molar de gaz bogat:
Cunoscând concentraţia H2S în gazul bogat, respectiv a gazului purtător (etanul)
se calculează debitul molar de H2S, respectiv de etan:
Se calculează raportul molar :
(2.1)
Din relaţia de definiţie a gradului de absorbţie se calculează raportul molar :
(2.2)
6
Concentratia H2S în absorbantul sărac se cunoaşte din datele de proiectare
=0,03 kmoli H2S /kmol DEA, iar concentraţia se alege astfel încât la determinarea
numărului de talere teoretice prin metoda grafică să rezulte un număr rezonabil de talere
(2 talere) (vezi graficul din anexa 1):
=0,58kmoli H2S /kmol DEA
Debitul molar de absorbant se calculează prin bilanţ material în jurul coloanei
de absorbţie conturul 1 din figura 1;
(2.3)
Se calculează debitele parţiale ale componenţilor în fiecare flux la intrarea şi
ieşirea din coloană şi concentraţiile componenţilor în fracţii molare:
Debite şi concentraţii în fluxul de gaz bogat la intrarea în coloană:
gaz total
Debite şi concentraţii în fluxul de gaz sărac la ieşirea din coloană:
gaz sarac
gaz sarac
fracţii molare H2S
7
Debite şi concentraţii în absorbantul sărac la intrarea în coloană:
Cunoscând concentraţia soluţiei de amină (20% masă) se poate calcula debitul de
soluţie apoasă de DEA:
solutie DEA
solutie absorbant sarac
Solutie apoasa de DEA :
fracţii molare DEA
şi fracţii molare apă.
Debite şi concentraţii în absorbantul bogat la ieşirea din coloană:
H2S
8
solutie absorbant bogat
fracţii molare H2S
2.2 Bilanţul termic pe coloana de absorbţie
Bilanţul termic se efectuează pe conturul I din figura 2.1 şi are ca scop
determinarea temperaturii Tn din baza coloanei de absorbţie şi a temperaturii medii:
(2.4)
unde:
reprezintă debitul de gaz purtător (etan) la intrarea/ieşirea din coloană,
kg/h;
- entalpia în fază vapori a gazului purtător la temperatura Tn+1, respectiv
T1, kJ/h;
- debitul de H2S la intrarea/ieşirea din coloană, kg/h;
- entalpia în fază vapori a H2S temperatura T n+1, respectiv T1, kJ/h;
- debitul soluţiei de absorbant sărac, kg/h;
- entalpia în fază lichidă a absorbantului la temperatura T0, respectiv T n,
kJ/h;
- debitul de H2S absorbit, kg/h;
-entalpia în fază lichidă a H2S absorbit la temperatura T n, kJ/h;
Considerând că atât gazul purtător (etanul) cât şi soluţia de absorbant sărac au
aceeaşi compoziţie la intrarea şi ieşirea din coloană, se poate scrie:
(2.5)
9
(2.6)
unde: reprezintă căldura specifică medie izobară a gazului purtător, kJ/kgºC, care
se calculează cu relaţii din literatură [7, pg.139];
- căldura specifică medie a soluţiei de absorbant sărac, kJ/kgºC, care se citeşte
din grafice din literatură [7, pg.165];
- temperatura la vârful coloanei, care se estimează astfel: ;
- temperatura la baza coloanei, care se estimează astfel: .
De asemenea, ţinând seama de căldura de reacţie şi de faptul că debitul de
absorbant la ieşirea din coloană este foarte mic şi se poate neglija, relaţia (2.4) se reduce
la forma:
(2.7)
Din relaţia (2.7) se obţine:
(2.8)
Se presupun:
T1=25+6=31 0C
Tn=20+20=400C
se calculează cu următoarea relaţie la temperatura medie aritmetică între T1 şi Tn+1 ,
în kJ/kg·K
unde: A, B, C, D-constante specifice gazului purtător (etanul) şi care sunt tabelate în
literatură
A=12,0286∙102
B=3,25640
C= 0,74816∙10-3
D= -7,07198∙10-7
10
2,22 kJ/kg∙K
Căldura specifică medie a soluţiei de absorbant se citeşte din grafice din
literatură la temperatura medie aritmetică între T0 şi Tn, în kJ/kg·ºC:
kJ/kg·ºC;ΔHR =1910 kJ/kg se citeşte din tabele din literatură
rea
cționat
Rezultă:
Valoarea temperaturii în baza coloanei de absorbţie obţinută cu relaţia (2.8) este
în bună concordanţă cu valoarea presupusă şi deci calculul temperaturii se
consideră încheiat.
Se calculează temperatura medie pe coloană ca medie aritmetică între şi şi
se obţine .
2.3 Determinarea numărului de talere teoretice din coloana de absorbţie
Numărul de talere teoretice se determină prin metoda grafică simplificată, bazată pe
curba de echilibru pentru sistemul H2s-DEA la presiunea din coloană şi pe dreapta de
operare. Curba de echilibru X-Y se calculează pornind de la valorile presiunii parţiale H2S
citite din grafice de literatură pentru diferite valori de X şi la temperatura medie pe
coloana de absorbţie. Din legea lui Dalton se calculează fracţiile molare ale H2S care se
transformă în rapoarte molare Y.
Curba de echilibru X-Y se reprezintă în grafic semilogaritmic.
11
Dreapta de operare trece prin punctele definite de concentraţiile fluxurilor în
contracurent la extremităţile coloanei şi anume punctul A (X0, Y1) şi punctul B (Xn, Yn+1).
Concentraţia Xn se alege astfel încât prin plasarea corespunzătoare a punctului B să
rezulte un număr rezonabil de talere teoretice. Datorită faptului că valorile Y variază pe
un domeniu foarte mare, reprezentarea grafică exactă în coordonate rectangulare necesită
o dimensiune foarte mare a graficului pe ordonată. De aceea, în acest caz se apelează la
graficul semilogaritmic unde dreapta de operare devine o curbă de operare. Pentru
reprezentarea ei sunt necesare şi alte puncte intermediare în afara punctelor extreme A şi
B. Calculul lor se face cu ecuaţia dreptei de operare dând valori lui X între X0 şi Xn.
Tabelul 2.1
Calculul curbei de operare pentru coloana de absorbţie
X, kmoli H2S /kmol DEA
kmoli H2S /kmol gaz purtător,
(1.15)
X0=0,03 Y1=0,003
0,1 0,022
0,2 0,048
0,3 0,075
0,4 0,1
0,5 0,13
Xn=0,58 Yn+1=0,15
Tabelul 2.1
Calculul curbei de echilibru pentru coloana de absorbtie
X0=0,03 9,1∙
0,1
12
0,2 1,1∙
0,3 2,8∙
0,4
0,5 3∙
0,58 2∙
2.4 Dimensionarea coloanei de absorbţie
2.4.1 Diametrul coloanei de absorbţie
Coloana de absorbţie este prevăzută cu talere cu supape.
Pentru determinarea debitului volumic de gaz este necesar calculul masei molare medii cu
relaţia:
Densitatea fazei vapori la intrarea în coloană se calculează cu relaţia:
Densitatea soluţiei de DEA la ieşirea din coloană se citeşte din grafice din literatură: la
Tn = 39,5ºC şi 20%DEA .
Soluţie apoasă de DEA (apă+DEA+H2S):
13
Viscozitatea cinematică a soluţiei de DEA se citeşte din grafice din literatură,la Tn =39,5 si
20%DEA şi se obţine: .Viscozitatea dinamică a soluţiei de absorbant bogat se
calculează cu relaţia: .
FS = 0,7 factor de spumare;
FÎ= 0,5 factor de înecare;
S=0,6;
NP= 1 număr de pasuri ;
L=debit de lichid, m³/min ;
Vc=volumul corectat al vaporilor m³/s ;
Vmax=debitul maxim de vapori la condiţiile de temperatură şi presiune date, m³/s ;
vd =viteza lichidului în deversor, m³/s;
Vd= f(S) =f(0,6)= 0,118m/s
CAF=f( ,s)= f(7,37; 0,6)= 0,44
Vc= Vmax( ) =0,6∙( ) =0.037 m³/s
Diametrul coloanei de absorbţie se calculează cu relaţia:
14
2.4.2 Înălţimea coloanei de absorbţie
Înălţimea coloanei de absorbţie se calculează cu relaţia:
Îcol= (NR-1)∙S + Îvf + Îbz
Îvf = 1m; Îbz =1,5m.
Em=0,17-0,616log(10³ )=0,17-0,616log(10³∙1,3∙10 )=0,1
Em=
Îcol =(20-1)∙0,6+1+1.5=13,9 m
2.5 Calculul pierderilor de absorbant
La vârful coloanei de absorbţie au loc pierderi de absorbant datorită antrenărilor
cu gaz inert. Aceste pierderi se calculează cu relaţia:
,kmoli/h (2.20)
unde: LP -reprezintă debitul molar de absorbant (apă şi DEA) pierdut pe la vârful
coloanei de absorbtie , kmoli/h;
- debitul de gaz purificat de la vârful coloanei de absorbţie, kmoli/h;
xi - fracţia molară a componentului i prezent în amestecul absorbant;
Ki - constanta de echilibru a componentului i din amestecul absorbant la
temperatura şi presiunea de la vârful coloanei.
15
=3,60 kmoli/h
Pierderile din fiecare component al absorbantului sărac se calculează cu relaţiile
(2.21…2.22):
LPapă= (LP+ )yapă (2.21)
LPDEA= (LP+ )yDEA (2.22)
unde: yapă, yamină reprezintă fracţiile molare în fază vapori care se calculează cu relaţia de
echilibru: (2.23)
Fracţiile molare în fază vapori care se calculează cu relaţia (2.21):
fracţii molare
yDEA fracţii molare
Din relatia (2.21) rezulta :
kmoli/h=3,6∙18=64,8 kg/h apa
kg apa/ zi
Din relatia (2.22) rezulta :
kmoli/h∙105=
kgDEA/zi
Schema tehnologică a instalaţiei de eliminare a H2S va fi prevăzută cu vas de
completare pentru absorbant.
16
3 PROIECTAREA TEHNOLOGICA A COLOANEI DE STRIPARE
Striparea absorbantului bogat de la baza coloanei de absorbţie se face prin
fracţionare. Coloana de fracţionare are rolul de a regenera absorbantul care se recirculă la
coloana de absorbţie.
3.1 Bilanţul termic, regimul de temperaturi şi consumul de abur
Fluxurile din coloana de stripare şi concentraţiile lor sunt cele prezentate în figura 3.1:
In figura 3.1 semnificaţia simbolurilor
este:
L0 reprezintă fluxul absorbant, kmoli/h;
LR – refluxul, concentrat în apă, kmoli/h;
Xn-concentraţia H2S în absorbantul
bogat, kmoli H2S /kmol DEA;
X0-concentraţia H2S în absorbantul sărac,
kmoli H2S /kmol DEA;
Yb-concentraţia H2S în abur la ieşirea din
refierbător, kmoli H2S /kmol abur;
Yv-concentraţia H2S în abur la ieşirea din
coloană, kmoli H2S /kmol abur;
Figura 3.1. Fluxurile şi concentraţiile lor în coloana de stripare
Pentru determinarea temperaturii la vârful coloanei de desorbţie se pleacă de la
faptul că în condiţii de echilibru, presiunea parţială a aburului (componentul majoritar la
vârful coloanei) este egală cu presiunea de vapori a apei. Presiunea parţială este
dată de legea lui Dalton:
17
(3.1)
unde: reprezintă presiunea la vârful coloanei de desorbţie, bar (din datele de
proiectare);
- fracţia molară de abur calculată cu relaţia (3.2):
- debitul de reflux calculat cu relaţia (3.3):
(3.3)
R – raţia de reflux (din datele de proiectare);
- debitul de H2S absorbit, kmoli/h:
(3.2)
fracţii molare abur
- presiunea de vapori a apei la temperatura de vârf.
Temperatura la vârf se calculează cu relaţia lui Antoine:
(3.4)
unde: A, B, C reprezintă constantele lui Antoine pentru apă.
18
Temperatura în baza coloanei TB se estimează conform literaturii (vezi datele de
proiectare).
Temperatura refluxului TR se estimează conform literaturii (vezi datele de
proiectare).
Temperatura de intrare Tf a absorbantului bogat în coloană este egală cu
temperatura de ieşire după schimbul de căldură cu absorbantul sărac de la baza coloanei
de desorbţie, se alege Tf=80ºC conform indicaţiilor din literatură.
Temperatura medie pe coloană se calculează ca medie aritmetică între
temperatura din vârf şi temperatura din bază.
.
Presiunea medie se calculează ca medie aritmetică între presiunea din vârf şi
presiunea din bază (din datele de proiectare).
bar.
Pentru stabilirea sarcinii termice a refierbătorului, respectiv consumul de abur VB
se efectuează un bilanţ termic pe coloana de desorbţie conform conturului I din figura 2:
(3.5)
unde: reprezintă entalpia soluţiei de absorbant la temperatura Tf, kJ/kg;
- debitulde vapori de apă de la vârful coloanei, kg/h;
- entalpia vaporilor de apă la temperatura TV, kJ/kg;
- debitul de reflux (apă), kg/h ( = );
- entalpia refluxului la temperatura TR, kJ/kg;
- entalpia soluţiei de absorbant la temperatura din refierbător, kJ/kg.
Relaţia (3.5) se poate scrie ţinând seama de căldurile specifice:
(3.6)
Neglijând diferenţa de temperaturi (TV- Tf) se poate scrie:
(3.7)
19
Ţinând cont de relaţiile (3.6…3.7), relaţia (3.5) devine:
(3.8)
Debitele masice din relaţia (3.8) s-au calculat anterior.
- entalpia vaporilor de apă la temperatura TV=99ºC s-a citit din tabele din
literatură, kJ/kg;
- entalpia refluxului la temperatura TR=60ºC, s-a citit din tabele din literatură,
kJ/kg;
se citeşte din grafice din literatura în funcţie de temperatura medie
aritmetică între Tb şi TR şi concentraţia soluţiei de DEA.
se citeşte din tabele din literatură în funcţie de tipul absorbantului.
Cunoscând sarcina refierbătorului se poate calcula debitul de vapori VB:
, kmoli/h (3.9)
Pentru a calcula debitul de vapori VB cu relaţia (3.9) se calculează cu relaţia (3.10).
, kJ/h (3.10)
unde: -reprezintă căldura latentă de vaporizare a lichidului cu compoziţia vaporilor
VB în kJ/kg
- căldura latentă de vaporizare a apei la temperatura TB, kJ/kg;
- căldura latentă de vaporizare a aminei la temperatura TB, kJ/kg, din grafice din
literatură.
Fracţia molară a apei în vaporii VB la echilibru cu soluţia apoasă de amină se determină
astfel: pentru o soluţie de 20 % masă amină care conţine aşadar 80% masă în faza lichidă
se citeşte din grafice din literatură compoziţia în % masă a apei în fază vapori şi se
obţine 99%. Se transformă compoziţia fazei vapori din % masă în fracţii molare şi se
găseşte y=1 fracţii molare apă.
20
kJ/h (3.10)
(3.9)
3.2 Determinarea numărului de talere teoretice din coloana de stripare
Numărul de talere teoretice se determină prin metoda grafică simplificată bazată
pe curba de echilibru pentru sistemul H2S - DEA la presiunea din coloană şi pe dreapta de
operare. Curba de echilibru X-Y se calculează pornind de la valorile presiunii parţiale H2S
citite din grafice din literatură pentru diferite valori de X şi la temperatura medie pe
coloana de desorbţie. Dreapta de operare trece prin punctele definite de concentraţiile
fluxurilor în contracurent la extremităţile coloanei şi anume punctul A (Xn, Yf) şi punctul
B (X1, Yb). Concentraţia Yf se calculează cu relaţia:
(3.11)
kmol H2S/kmol abur
Concentraţia Yb se citeşte din curba de echilibru Y-X la valoarea lui X0=0,03 kmoli
H2S/kmol DEA (vezi graficul din anexa 2) şi se găseşte Yb=2,14·10-3 kmoli H2S/kmol
abur.
Concentraţia X1 de stabileşte prin bilanţ material pe conturul II din figura 2:
(3.12)
kmoli H2S/kmoli DEA
Pentru reprezentarea curbei de operare sunt necesare şi alte puncte intermediare în
afara punctelor extreme A şi B. Calculul lor se face cu ecuaţia dreptei de operare dând
valori lui X între X1 şi Xn . În calcul se va ţine seama că în zona de stripare debitul de
21
vapori scade liniar între VB şi VO, ceea ce înseamă că trebuie reprezentată grafic variaţia
debitului de vapori cu concentraţia X. Din acest grafic se citesc valorile lui V pentru
diferite valori ale lui X şi se introduc în ecuaţia dreptei de operare.
Tabelul 3.2
Calculul curbei de echilibru pentru coloana de desorbţie
0,03
0,1
0,2
0,3 2·10-1 1,43·10-1 1,7·10-1
0,4
0,5
0,58 9·10-1 6,4·10-1 1,77·100
Tabelul 3,3
Calculul curbei de operare pentru coloana de desorbţie
X,
kmoli H2S /kmol DEA kmoli H2S /kmol abur,
V
kmoli /h,
X1=0.038 361,53
0,1 330
0,2 290
0,3 260
0,4 230
0,5 180
22
Xn=0,58 156,89
Se reprezintă în acelaşi grafic, în coordonate X-Y, atât curba de echilibru cât şi curba de
operare şi se duc orizontale şi verticale pornind de la punctul B la punctul A. Numărul de
orizontale reprezintă necesarul de echilibre pentru absorbţia respectivă.
3.3 Dimensionarea coloanei de stripare
3.3.1 Diametrul coloanei de stripare
Coloana de desorbţie este prevăzută cu umplutură clasică, nestructurată (se aleg
inele Raschig de ceramică, de dimensiuni 25253 mm cu caracteristici recomandate de
literatură). Calculul diametrului se face după metodologia prezentată în subcapitolul
1.4.1, cu observaţia că sarcina maximă de vapori poate fi la vârful coloanei (
sau la baza coloanei (VB). Proprietăţile fazelor vapori şi lichid se calculează în condiţiile
de temperatură şi presiune din zona unde se face dimensionarea.
Calculul diametrului în zona superioară
Sarcina maximã de vapori este:
Masa molară medie a vaporilor de la vârful coloanei de desorbţie se calculează cu
relaţia:
Densitatea vaporilor se calculează cu relaţia:
23
Aplicând legea generală a gazelor se calculează debitul volumic de vapori:
Debitul maxim de lichid la vârful coloanei este:
Densitatea soluţiei de absorbant la temperatura Tf este: şi s-a citit din
literatură la temperatura Tf.
FS = 0.7 factor de spumare; FÎ= 0.5 factor de înecare;
S=0.6; NP= 1 număr de pasuri ;
L=debit de lichid, m³/min ;
Vc=volumul corectat al vaporilor m³/s ;
Vmax=debitul maxim de vapori la condiţiile de temperatură şi presiune date, m³/s ;
vd =viteza lichidului în deversor, m³/s;
Vd= f(S) =f(0.6)= 0,118m/s
CAF=f( ,s)= 0,41 s-a citit din grafic.
Vc= Vmax∙( ) =2,10∙( ) =0,062 m³/s
Se calculează debitul de soluţie de absorbant bogat :
L=
Diametrul coloanei de desorbţie se calculează cu relaţia:
24
Calculul diametrului în zona inferioarã
Sarcina maximã de vapori este:
Densitatea vaporilor se obţine din literatură la temperatura din bază,considerând că
vaporii sunt alcătuiţi numai din abur:
Aplicând legea generală a gazelor se calculează debitul volumic de vapori:
Debitul maxim de lichid la vârful coloanei este:
Densitatea soluţiei de absorbant la temperatura Tb este: şi s-a citit din
literatură.
CAF=f( ,s)= 0,41 s-a citit din grafic.
Vc= Vmax∙( ) =2,10∙( ) =0,0626 m³/s
L=
Diametrul coloanei de desorbţie se calculează cu relaţia:
25
3.3.2 Înălţimea coloanei de desorbţie
3.4 Calculul schimbului termic absorbant sărac-absorbant bogat
Conform schemei tehnologice din anexa 4 se observă că absorbantul sărac se
recirculă la vârful coloanei de absorbţie de la baza coloanei de fracţionare. Deoarece
absorbantul sărac iese din refierbătorul de la baza coloanei de fracţionare ca lichid la
punct de fierbere cu temperatura Tb şi trebuie să intre vârful coloanei de absorbţie la
temperatura To=25ºC, se impune ca acest flux termic să fie valorificat pentru a realiza
schimbul de căldură cu absorbantul bogat care iese de la baza coloanei de absorbţie cu
temperatura Tn şi care trebuie să intre ca flux de alimentare în coloana de stripare la
temperatura Tf a cărei valoare este recomandată de literatură. Temperatura Tx cu care iese
absorbantul sărac din schimbul de caldură se presupune şi verifică prin bilanţ termic pe
conturul I din anexa 4:
(2.14)
Deoarece în literatură nu există date de entalpii pentru soluţiile de amine, ci numai
date de călduri specifice:
(2.15)
(2.16)
26
Ţinând cont de relaţiile (2.15…2.16), relaţia (2.14) se poate scrie:
(2.17)
unde: reprezintă debitul soluţiei de absorbant sărac de la baza coloanei de
desorbţie, kg/h;
-debitul de absorbant bogat de la baza coloanei de absorbţie, kg/h;
- căldura specifică medie a soluţiei de absorbantului bogat, respectiv sărac,
kJ/kgºC, care se citeşte din grafice din literatură la temperatura medie aritmetică a
temperaturilor respective;
Tx – temperatura absorbantului sărac după schimbul de căldură cu absorbantul
bogat.
Înlocuim în relaţia anterioară şi obţinem:
3.5 Determinarea necesarului de apă de răcire la răcitorul suplimentar
Conform schemei tehnologice din anexa 4, în instalaţie există un răcitor
suplimentar al fluxului de absorbant sărac după ce acesta realizează schimbul de căldură
cu absorbantul bogat care are rolul de a răci absorbantul sărac de la temperatura la
temperatura .
Pentru calculul debitului de apă de răcire la răcitorul suplimentar se scrie relaţia
(2.18) de bilanţ termic pe conturul II, anexa 4:
(2.18)
Din relaţia (2.18) se obţine relaţia (2.19) cu care se calculează debitul de apă de
răcire:
(2.19)
unde: reprezintă entalpiile apei de răcire la temperatura de ieşire, respectiv de
intrare în kJ/kg;
27
- căldura specifică medie a soluţiei de absorbantului sărac, kJ/kgºC, care se
citeşte din grafice din literatură la temperatura medie aritmetică a temperaturilor
respective;
3.6 Determinarea necesarului de abur saturat la refierbător
Cunoscând sarcina refierbătorului coloanei de desorbţie se poate calcula şi debitul de
abur la refierbător:
unde: , reprezintă entalpia aburului/apei la intrarea/ieşirea în refierbător,
28
29
3.7 Automatizarea instalaţiei de eliminare a hidrogenului sulfurat
Prin automatizarea instalaţiei de eliminare a H2S prin absorbţie în soluţie apoasă
de DEA în cadrul acestui proiect, se înţelege:
implementarea structurilor de reglare a parametrilor de regim pe cele două coloane:
presiune la coloana de absorbţie;
presiune şi temperatură la coloana de desorbţie
implementarea structurilor de reglare a debitelor:
fluxului de gaz bogat la intrarea în coloana de absorbţie;
fluxului de absorbant sărac la intrarea în coloana de absorbţie;
fluxului de absorbant bogat la intrarea în coloana de desorbţie;
implementarea structurilor de reglare a nivelului:
la baza coloanei de absorbţie;
la baza coloanei de desorbţie;
în vasul de reflux.
Pentru obţinerea acestor deziderate se vor folosi cunoştinţele dobândite la cursul
de Automatizare a Proceselor Chimice şi literatura.
Figura 4.1 Schema automatizată a instalaţiei de eliminare a H2S
4 BIBLIOGRAFIE
1. ***PRO/II, Reference Manual;
2. Marinoiu, V., Paraschiv, N., Automatizarea proceselor chimice, vol. 2, Editura
Tehnică, 1992;
3. Reid, R.C.; Prausnitz, J.M., Properties of Gases and Liquids, vol.2
4. Robu, V. I., Procese şi Aparate de Separare în Industria Petrolului şi Petrochimie,
Editura Didactică şi Pedagogică, Bucureşti, 1968;
5. Şomoghi, V., ş.a., Proprietăţi fizice utilizate în calcule termice şi fluidodinamice,
U.P.G., Ploieşti, 1997;
6. Strătulă, C. Fracţionarea, Principii şi Metode de Calcul, Ed. Tehnică, Bucureşti, 1986;
7. Strătulă, C., Purificarea gazelor, Editura Ştiinţifică şi Enciclopedică, Bucureşti, 1984;
8. Suciu, G. C. (coordonator), Ingineria prelucrării hidrocarburilor, vol.1, editura
Tehnică, Bucureşti, 1977;
9. Suciu, G. C. (coordonator), Ingineria prelucrării hidrocarburilor, vol.3, editura
Tehnică, Bucureşti, 1987;
10. Taran, C., Strătulă, C., Procee difuzionale de separare, vol. 2, IPG, Ploieşti, 1979.
5 ANEXE
5.1 Anexa 1 – Determinarea numărului de talere teoretice prin metoda
grafică pentru coloana de absorbţie a H2S în soluţii apoase de DEA
5.2 Anexa 2 – Determinarea numărului de talere teoretice prin metoda
grafică pentru coloana de desorbţie a H2S din soluţii apoase de DEA
5.3 Anexa 3 – Variaţia debitului de abur de-a lungul coloanei de desorbţie
5.4 Anexa 4 – Schema tehnologică de eliminare a H2S