книги / Переработка нефтяных и природных газов
..pdfРис. tv.li.
Блок-схема |
расчета процесса предотвращ ения гндрйтообразовй- |
ния методом |
впры ска ингибитора. |
диаграммы составляют и решают уравнения теп ловых нагрузок относительно продолжительно сти тА, тв, тс и rD рассмотренных этапов десор-
бционного цикла. |
продолжительность |
нагрева |
|
14. |
Суммарная |
||
равна |
|
|
|
|
тн = |
%А + ТВ + ТС |
(IV.36) |
15. |
Если продолжительность нагрева х'И, по |
лученная в результате расчета, отличается от принятой более чем на 5%, то за исходную при нимается расчетное значение Тн и расчет повто
ряют |
снова с п . 12. |
|
16. |
Продолжительность |
десорбционного |
цикла включает и длительность охлаждения и
равна |
для |
двухсорберных схем |
|
|
|
V c = ха + Ъ + тс + Ъ |
(IV-37) |
17. |
Для |
трехсорберных (в цикле адсорбции |
один аппарат) схем продолжительность десорб
ционного цикла |
равна |
|
Tie c = |
+ ХВ + ТС = Ъ |
( IV -38) |
Предотвращение гидратообразования методом впрыска ингибитора
Для расчета процесса предотвращения гидратообразования методом впрыска ингибитора необходимы следующие исходные данные: давление и температура сырого газа; производительность установки по сырому газу; тип и концентрация свежего ингиби тора; минимальная температура газа в процессе контакта с инги битором.
В результате расчета определяют общий расход ингибитора
иего конечную концентрацию. Последовательность расчета (рис. IV. 11).
1.Конкретизация значений исходных данных.
2.По рис. III .2 (см. с. 116) определяют температуру гидрато
образования газа t.
3.По уравнению, приведенному на с. 117, определяют пониже ние температуры гидратообразования At при впрыске ингибитора.
4.Определяют влагосодержание газа до и после впрыска гли
коля wx и w2 (см. рис. |
III.1) при |
t и t — At. |
5. Удельный расход |
ингибитора |
определяют из уравнения |
(Wj — и>2) «а
(IV.39)
ttj — аа
281
Равновесная концентрация метанола в паровой фазе при различных давлениях и темпе ратурах (в г/100 м3 на каждый процент метанола в жидкой фазе)*
гДе 8п — расход нелетучего ингибитора, кг/1000 м3; а1г а2— массовая концен трация вводимого и отработанного ингибитора, %.
Для легколетучего ингибитора (метанола) удельный расход складывается из количества, необходимого для насыщения его свободной водой и для насыщения им газовой фазы, т. е.
8л = (Ш1~ У 2+ 0,001ааа |
(I V.40) |
где а — отношение содержания метанола в газе, необходимого для насыщения газа, к концентрации метанола в жидкости. Содержание метанола в газе, необ ходимое для его насыщения находится по рис. IV. 12 [10].
6. Общий расход ингибитора (СШ1Г) определяют |
из уравнения |
Синг =£нУ |
(IV.41) |
где V — расход газа, м3/ч. |
|
АМИНОВАЯ ОЧИСТКА
При очистке газа в большинстве случаев концентрация серо водорода в очищенном газе не должна превышать 2 г/100 м3. Такую степень очистки легко достичь при использовании в ка честве абсорбента аминовых растворов.
Для удаления H2S и С02 из газов чаще других используют растворы моноэтаноламина (МЭА). Это связано в первую очередь с высокой поглотительной способностью и стабильностью раство ров МЭА; низкой стоимостью и доступностью его. Однако моноэтаноламин необратимо реагирует с сероксидом углерода (COS),
282
сероуглеродом (CS2) и меркаптанами (RSH). Поэтому применение МЭА практически ограничивается очисткой природного и попут ного нефтяного газа, не содержащих эти примеси. Если есть опас ность разложения раствора МЭА из-за присутствия в исходном газе значительных количеств COS, CS2 или RSH, то вместо моноэтаноламинового раствора рекомендуется применять растворы диэтаноламина (ДЭА), которые стабильны в присутствии указан ных соединений.
Ниже приводятся общие рекомендации и порядок расчета про цесса аминовой очистки газа и в первую очередь моноэтаноламиновой очистки.
Объем поглощенного H2S или С02 можно определить по фор муле
V — Q |
сг) |
(IV.42) |
|
100 |
|
где Q — объем очищаемого газа, м3/ч; сг — концентрация H2S или С02 в исход ном газе, % об.; с2— концентрация H2S или С02 в очищенном газе, % об.
При этом следует указать, что в материальных расчетах коли чество очищаемого газа и его давление условно применяются рав ными объему и давлению очищенного газа.
Необходимый объем поглотительного раствора определяется по формуле
G = |
(IV.43) |
где G — объем поглотительного раствора, м3/ч; |
V — объем поглощенною |
H2S (СОа), м3/ч; с — равновесная концентрация H2S (С02) в насыщенном растворе, зависящая от парциального содержания H2S (С02) в очищаемом газе, концен трации МЭА в поглотительном растворе, температуры насыщенного раствора [11]; с' — концентрация H2S (С02) в регенерированном растворе; а — практическая степень насыщения раствора сероводородом (диоксидом углерода), доли от рав новесной, принимается равной 0,4.
2. Концентрация поглотительного раствора моноэтаноламина обычно колеблется от 8 до 15% в зависимости от содержания серо водорода и диоксида углерода в очищаемом газе. При очистке газа другими аминами используют более концентрированные растворы.
При расчете установок аминовой очистки объем циркулиру ющего поглотительного раствора можно определить с помощью кривых, представленных на рис. IV. 13 и IV. 14.
3. После определения (выбора) массы поглотительного рас твора можно рассчитать фактическое насыщение его сероводоро дом или диоксидом углерода следующим образом:
СФ=С' + 1 Г |
(IV-44) |
где с' — концентрация H2S или С02 в регенерированном растворе; V — коли чество поглощенного H^S или С02; G— количество циркулирующего поглоти тельного раствора.
283
fO |
15 |
2 0 |
2 5 |
JO |
Концентрация ьу, % |
Концентрация w, % |
|
Рис. IV. 13.
Поглотительная способность аминовых растворов различной концентрации по отноше нию к кислым газам:
/ — МЭА; 2 — ДЭА; 3 -Т Э А .
Рис. IV .14.
Зависимости скорости циркуляции аминовых растворов от их концентрации:
1—3 — концентрация кислых газов в насыщенном растворе соответственно 0,3 моль/моль
ДЭА; 0,4 моль/моль ДЭА; 0,3 моль/моль МЭА.
Концентрация кислых газов в насыщенном растворе на выходе из абсорбера не должна превышать 0,3—0,4 моль/моль МЭА или 0,4—0,5 моль/моль амина при использовании водных растворов ДЭА, так как при более высоких концентрациях кислых компонен тов в поглотительном растворе наблюдается интенсивная корро зия аппаратов.
4. Максимальная температура контакта при удалении из газа сероводорода 38 °С. Если цель очистки — удаление СОа, то тем пературу контакта можно повысить до 65—70 °С.
5. Температура регенерированного раствора, подаваемого в абсорбер, должна быть на 1—6 °С выше температуры выходя щего из абсорбера газа и обычно равна 40 °С. Это необходимо для предотвращения конденсации тяжелых углеводородов, содер жащихся в газе. При определении температуры раствора, выходя щего из абсорбера принимается, что вся теплота, выделяющаяся при абсорбции кислых газов, идет на нагрев раствора. Величину нагрева поглотительного раствора рассчитывают, исходя из ко личества поглощенных кислых компонентов. Теплоту абсорбции H2S и С0 2 моноэтаноламином можно принять равной 1890 кДж/кг.
6. Диаметр абсорбера определяют по формуле |
[12] |
Di = 0,0114 V 0,1 (QT)I(WP) |
(IV.45) |
где Di — диаметр абсорбера, м; Q — количество газа, поступающего на очистку,
м*/ч; |
Т — температура очищаемого газа, К; |
Р — давление очищаемого газа, |
МПа; |
W — скорость газа в свободном сечении |
абсорбера, принимается равной |
0,13 м/с. |
|
284
Рис. IV .15.
Зависимость производительности абсорбера Q в млн. м3/сут от рабочего давления и диа
метра:
диаметр, м: / — 0,61; 2 — 0,63; 3 — 0,91; |
4 — 0,93; 5 — 1,22; |
6 — 1.24; |
7 — 1,52; 5 — |
1,54; 9 — 1,83; /0 — 1,85; / / — 2,13; /2 |
— 2,15; / 3 - 2 , 4 3 ; |
/4 — 2.45; |
/ 5 - 2 , 7 4 . |
7. Высота абсорбера определяется конструкцией аппарата. Для абсорбера тарельчатого типа она зависит от числа тарелок, необходимых для обеспечения требуемой степени очистки газа. Учитывая, что коэффициент полезного действия тарелок не пре вышает 25—40%, число их обычно принимается равным 25— 30 шт. Из-за возможного вспенивания раствора обычно расстоя ние между тарелками принимается равным 500 м, хотя в зави симости от типа тарелок оно может несколько меняться. Размеры абсорберов и отпарных колонн установок аминовой очистки могут быть определены с помощью рис. IV. 15 и IV. 16.
8. Аминовый раствор рекомендуется регенерировать при сле дующих параметрах: давление 0,06—0,09 МПа, температура ре генерации раствора 116—122 °С.
9. Расход пара на регенерацию аминового раствора определяется тепловой энергией, потребляемой в кипятильни ках отпарной колонны (десорбера) и за висит от параметров работы установки. Удельный расход пара (gt кг/ч) состав ляет, как правило, 100—180 кг на 1 м3 аминового раствора. Тогда общее коли чество пара, расходуемого в кипятиль нике (т) составит
rn=Gg |
(IV.46) |
Рис. IV.16.
Производительность отпарной колонны при различ
ных диаметрах ее и скоростях паров в прорезях тарелок (в м/с):
/ — 4.6; 2 —■3,7; 3 —*3. Концентрация МЭА в насы
щенном растворе 15%.
285
Приняв паровое напряжение в десорбере 2400 кг пара в 1 ч, расходуемого в кипятильниках на 1 м2 десорбера, можно опреде лить диаметр аппарата (П2, м)
(IV. 47)
10. Высоту десорбера устанавливают, исходя из опытных данных, а не на основании точного расчета колонны. Обычно отпарные колонны, используемые для регенерации водных рас творов моноэтаноламина, имеют 12—20 тарелок ниже и 2—6 тарелок выше ввода насыщенного раствора [13]. Часто для реге нерации аминовых растворов используют насадочные колонны
скерамическими кольцами.
11.На установках аминовой очистки газа имеется теплообмен ное оборудование различного назначения:
а) теплообменники — для нагрева насыщенного раствора, на правляемого в десорбер, и охлаждения регенерированного рас твора, выходящего из десорбера;
б) холодильники — для охлаждения регенерированного рас твора перед вводом в десорбер;
в) |
кипятильники — для подогрева регенерируемого |
раствора |
до температуры кипения; |
водяных |
|
г) |
конденсаторы-холодильники — для охлаждения |
паров и кислых газов, выходящих из десорбера.
Коэффициенты теплопередачи по практическим данным для указанных аппаратов составляют:
Теплообменники....................... |
250 |
Кипятильники .......................... |
600 |
Холодильники ................... |
150 |
Конденсаторы-холодильники |
180 |
12. В процессе очистки амины теряются с продуктами, вы ходящими из абсорбера и десорбционной колонны, в результате испарения и механического уноса. Потери эти зависят от кон струкции аппаратов и параметров процесса. По производственным данным, потери МЭА с очищенным газом при температуре кон такта не выше 38 °С составляют примерно 14 г, а на стадии десорб ции достигают 16 г/1000 м3 газа. Потери аминов происходят также в результате побочных реакций, например, при необратимом взаимодействии МЭА и ДЭА с диоксидом углерода. Несмотря на то, что эта реакция протекает медленно, она является постоянно действующим источником потерь аминов. Продукты разложения не только снижают эффективность аминовой очистки, но и при дают раствору коррозионную активность.
Разложению МЭА способствует также присутствие в газе серооксида углерода и сероуглерода. Для практических расчетов можно принять, что потери МЭА за счет разложения составляют 3,35 кг/1000 м3 С02 и около 1 кг/м3 COS или CS2, для диэтанола мина в присутствии СО» они составляют около 3,7 кг/1000 м3 С02. Общие потери МЭА при очистке газа, как правило, не пре-
286
вышают 0,05 кг на 1000 м3 очищаемого газа, хотя в отдельных случаях они могут достигать 0,07 кг/1000 м3 газа.
13. В связи с накоплением в растворе труднорегенерируемых соединений, а также продуктов полимеризации и разложения МЭА, на установках очистки газа должна быть предусмотрена перегонка части регенерированного раствора со щелочью. Про изводительность узла перегонки — 0,5—1,0% от скорости цир куляции поглотительного раствора.
КОМПРИМИРОВАНИЕ ГАЗА
Исходной информацией при проектном расчете является: объем, состав, температура и давление сырьевого газа, а также давление газа после компримирования. При расчете необходимо определить мощность компрессора и температуру газа по ступеням комприми рования и на выходе. Ниже приводятся графоаналитические ме тоды определения необходимой мощности компрессорных машин и температуры газа после компримирования.
Мощность компрессора определяют по уравнению (в кВт) [11]
|
|
ftC M ~ 1 |
|
|
_ 9,81*10 3tnkQMRСМ^н^ср |
*см — I |
(IV. 48) |
|
11(^см — 1) 3600 |
|
|
где |
т — количество компримируемого газа, моль; kCM— показатель |
адиабаты |
|
для |
сжимаемой смеси газов; RCM— газовая |
постоянная для смеси газов; Тп— |
температура на входе в компрессор; гср — коэффициент сжимаемости смеси; Рц — давление нагнетания, МПа; Ри — давление всасывания, МПа; щ — к. п. д. компрессора.
Расчет ведут для каждой ступени сжатия отдельно, затем результаты суммируют.
Среднюю температуру среды (Т С[,) определяют как средне арифметическое между Т„ и Т к (температура после компрессии). Тк определяют по рис. IV. 17 [12].
Для определения Тк по рис. IV. 17 задаются температурой после сжатия Т к и по рис. IV. 18 определяют коэффициент адиабаты k в зависимости от молекулярной массыА/ и средней температуры Тср, затем по рис. IV. 17 в зависимости от степени сжатия г = Рк1Ри и коэффициента адиабаты k определяют температуру в конце сжатия. Порядок определения следующий. На правой оси ординат находят точку, соответствующую степени сжатия г. Из этой точки проводят горизонталь до пересечения с линией адиабаты требуе мой величины. Из полученной точки пересечения восстанавливают перпендикуляр до пересечения с линией температуры на приеме компрессора. Из точки пересечения проводят горизонталь до пере сечения с левой осью ординат, на которой в точке пересечения находят значение температуры после сжатия. В случае большого расхождения ( > 10°) между заданной и полученной температурой необходимо сделать пересчет с новым значением Тк. Таким обра-
287
Температура после сж атия,
Молекулярная масса
Рис. IV . 17.
Номограмма для опреде
ления температуры после компрессии.
1
Рис. IV .18.
График для определения
отношения теплоемко стей (коэффициента ади
абаты).
зом находят конечную температуру после сжатия для каждой ступени отдельно.
Коэффициент сжимаемости смеси zcp определяют одним из описанных ранее методов. Коэффициент г) указывается в паспорте компрессора. При предварительных расчетах для поршневых компрессоров значение г) можно принять равным 0,9, для центро бежных — 0,72—0,75.
Для определения количества, состава, температуры потоков после охлаждения и их энтальпии, с целью упрощения расчетов на ЭВМ при расчетном анализе схем можно задаться окончатель ной температурой потоков, которую получают при воздушном и водяном охлаждении. При этом входной информацией для расчета является конечное давление компримирования Р, темпе ратура после воздушных (водяных) холодильников Т — пара метры входного потока: количество FBX, состав свх, давление Р пх, температура Т ах, энтальпия / вх. Цель расчета — при параметрах потока после сжатия в компрессоре до давления Р и охлаждения в холодильниках до температуры Т определить фазность и энталь пию выходного потока.
Расчет ведут по программе однократного испарения без тепло вого баланса, которая будет несколько подробнее рассмотрена ниже. Выходной информацией является энтальпия (7ВЫХ) и фаз ность выходного потока.
ПРОЦЕСС ТЕПЛООБМЕНА
Алгоритм технологического расчета процесса теплообмена при заданной разности температур на одном конце теплообменника
При технологических расчетах, а также при расчетных исследо ваниях представляет интерес количество тепла, которое нужно передать в том или ином узле теплообмена и температуры потоков, безотносительно к типу и техническим данным самого теплообмен ного аппарата. С учетом этого и составлен алгоритм расчета узла теплообмена.
Исходной информацией для расчета являются параметры входных потоков и предельный перепад температур на одном из концов теплообменника: количество Fx и F2, составы сх, с2, энталь пия 1Х и /2, температура Тх и Т2, давление Рх и Р2 и Atx (или At2) на одном из концов теплообменника (рис. IV. 19). В резуль-
Рис. IV .19.
Схема тепловы х потоков теплообменника.
Тз,Pj гМ г.ТгЛ
10 Берлин М. А. н др. |
289 |
Рис. IV .20.
9
10
11
11
1.1
Блок-схема проектного технологического расчета теплообменников.
тате расчета определяем температуры Та и Т4, энтальпии / 3 и /4 выходных потоков и количество тепла QT, пере данное в теплообменнике.
Расчет основан на использовании уравнения теплового баланса
h + U = I s + U |
(IV.49) |
и выполняется в следующем порядке (рис. IV.20).
1.Конкретизируют значения ис ходных данных.
2.Определяют температуру од ного из выходных потоков по задан ной разности температур Atx
T .6 = T1 — Mi |
(IV.50, а) |
в случае, если I поток является теплоносителем, в противном случае
r ^ T i + Д^ (IV.50, б)
3.С помощью алгоритма расчета процесса однократного испа рения без учета теплового баланса рассчитывают энтальпию /3, соответствующую температуре Ts.
4./4 находят из уравнения (IV.49)
U = ^i + — h
5.На основе алгоритма расчета процесса однократного испа рения с тепловым балансом (см. рис. IV.25, с. 300) определяют температуру Т4, принимая в качестве начального приближения Т4 = 7\.
6.Проверяют температурный перепад на втором конце
теплообменника
7. |
Мг = Т 3 - Т 4 |
(IV.5I) |
Если |
|
|
|
lAf.lSslA/H |
(IV.52) |
то переходят к следующему блоку. |
|
|
8. |
Определяют количество тепла QT, переданное в теплообмен |
|
нике |
QT = | /j — /41 |
|
|
|
В случае невыполнения условия (IV.52), т. е. если перепад температур на втором конце теплообменника меньше допустимого, то расчет производят по изложенной методике с противоположного конца теплообменника (см. блоки 9—13 на рис. IV.20). В этом
290