UNIVERSITATEA PETROL si GAZE- DIN PLOIEŞTIFACULTATEA: TEHNOLOGIA PETROLULUI ŞI PETROCHIMIE

SPECIALIZAREA: INGINERIA PROTECŢIEI MEDIULUI

PROIECT DE SEMESTRU

PURIFICAREA GAZELOR INDUSTRIALE

CONDUCĂTOR PROIECT:Şef lucrări dr. ing. Mihaela Neagu

2012

CUPRINS

1 TEMA PROIECTULUI…………………………………………………………….3

2 PROIECTAREA TEHNOLOGICĂ A COLOANEI DE ABSORBŢIE…………4

2.1 Calculul debitelor şi concentraţiilor în coloana de absorbţie………………....…4

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

2.3 Determinarea numărului de talere teoretice din coloana de absorbţie……......9

2.4 Dimensionarea coloanei de absorbţie……………………………………………9

2.4.1 Diametrul coloanei de absorbţie……………………………………………….10

2.4.2 Înălţimea coloanei de absorbţie…………………………………………..……12

2.5 Calculul pierderilor de absorbent…………………………………………...….13

3 PROIECTAREA TEHNOLOGICA A COLOANEI DE STRIPARE……...…15

3.1 Bilanţul termic, regimul de temperaturi şi consumul de abur………………..15

3.2 Determinarea numărului de talere teoretice din coloana de stripare………...18

3.3 Dimensionarea coloanei de stripare…………………………………………….19

3.3.1 Diametrul coloanei de stripare………………………………………………...19

3.4 Calculul schimbului termic absorbant sărac-absorbant bogat……………….22

3.5 Determinarea necesarului de apă de răcire la răcitorul suplimentar………...22

4 Automatizarea instalaţiei de eliminare a hidrogenului sulfurat………………24

5 BIBLIOGRAFIE…………………………………………………………………25

6 ANEXE…………………………………………………………………………...27

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

pentru coloana de absorbţie a CO2 în soluţii apoase de DEA………………………25

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

pentru coloana de desorbţie a CO2 din soluţii apoase de DEA……………………..26

6.3 Anexa 3 – Variaţia debitului de abur de-a lungul coloanei de desorbţie……27

6.4 Anexa 4 – Schema tehnologică de eliminare a CO2…………………………..28

2

1 TEMA PROIECTULUI

Să se întocmească proiectul tehnologic al unei instalaţii de eliminare a CO2 prin absorbţie în soluţie apoasă de DEA.

Date de intrare:

Gazul impurificat: etanDebit de alimentare: 190.000 Nm3/ziConcentraţia H2S: intrare: 13% vol.

ieşire/grad de absorbţie: 96%Concentraţia soluţiei apoase de MEA: 15% masăGradul de încărcare al absorbantului sărac: X0 = 0,035 kmol H2S/kmol MEAParametrii de lucru in coloana de absorbţie:

Presiune: 5 barTemperatura de intrare gaz impurificat: 25 ºCTemperatura de intrare absorbant sărac: 29 ºC

Parametrii de lucru în coloana de desorbţie:Presiune la vârf: 1,3 barPresiune la bază: 1,6 barTemperatura în refierbător: 115 ºCTemperatura refluxului: 60ºCRaţia de reflux: 3:1

Tipul de colonă de absorbţie: talere cu supape Tipul de coloană de desorbţie: talere cu supape

Se cere să se determine:

Bilanţurile materiale pe cele două coloane Bilanţurile termice pe cele două coloane Înăltimea şi diametrul celor două coloane Necesarul de utilităţi Pierderile de amină şi apă

Se va alcătui schema tehnologică şi de automatizare a instalaţiei

3

PROIECTUL TEHNOLOGIC AL UNEI INSTALAŢII DE ELIMINARE A DIOXIDULUI DE CARBON DINTR-UN FLUX DE ETAN PRIN ABSORBŢIE ÎN SOLUŢIE APOASĂ DE DEA URMATĂ DE FRACŢIONARE

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 MEA 15% masa.

Fluxurile din coloana de absorbţie şi concentraţiile lor sunt cele prezentate în figura 2.1:

În figura 2.1 semnificaţia simbolurilor este:

G0 - debitul de gaz purtător (etan), kmoli/h;

L0 - debitul de absorbant (MEA), kmoli/h;

Yn+1, Y1 – concentraţiile solutului (H2S) în etan, 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 etan la intrarea/ieşirea din coloană;

T0, Tn – temperatura fluxului de absorbant la intrarea/ieşirea din coloană

Figura 2.1. Fluxurile şi concentraţiile lor în coloana de absorbţie

Din datele de intrare se calculează debitul molar G0 şi concentraţiile Yn+1, Y1.Concentraţia Xn se alege astfel încât la determinarea numărului de talere teoretice

prin metoda grafică să rezulte un număr rezonabil de talere (2-3 talere).

4

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)

Concentratia H2S în absorbantul sărac se cunoaşte din datele de proiectare =0,05 kmoli H2S /kmol MEA, iar concentraţia se alege astfel încât la determinarea numărului de talere teoretice prin metoda grafică să rezulte un număr rezonabil de talere (2 talere) (vezi graficul din anexa 1):

=0,6 kmoli H2S /kmol MEADebitul 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:

5

gaz total

Debite şi concentraţii în fluxul de gaz sărac la ieşirea din coloană:

gaz sarac

gaz sarac

fracţii molare H2S

Debite şi concentraţii în absorbantul sărac la intrarea în coloană:

Cunoscând concentraţia soluţiei de amină (15% masă) se poate calcula debitul de soluţie apoasă de MEA:

solutie MEA

solutie absorbant sarac

Solutie apoasa de MEA :

fracţii molare MEA

şi fracţii molare apă.

Debite şi concentraţii în absorbantul bogat la ieşirea din coloană: H2S

6

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)

(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: .

7

De asemenea, ţinând seama de căldura de reacţie [7, pg.141] şi de faptul că debitul de absorbant la ieşirea din coloană este foarte mic şi se poate neglija, relaţia (2.4) se reduce la forma:

(2.7)

Din relaţia (2.7) se obţine [7, pg.165]:

(2.8)

Debitele implicate în relaţia (2.8) sunt:

soluţie MEA

În relaţia (2.8), se calculează cu relaţia (2.9) [5, pg.139] la temperatura medie

aritmetică între şi , în kJ/kgC:

(2.9)

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

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

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

=1910 kJ/kg se citeşte din tabele din literatură [7, pg. 141]

Aplicând relaţia (2.8) se obţine:

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 .

8

2.3 Determinarea numărului de talere teoretice din coloana de absorbţie

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

Se reprezintă în acelaşi grafic, în coordonate X-Y, atât curba de echilibru cât şi curba de operare şi se duc orizontale şi verticale pornind de la punctul B la punctul A. Numărul de orizontale reprezintă necesarul de echilibre pentru absorbţia respectivă.

Se parcurg următoarele etape:1. La temperatura medie pe coloană şi pentru valori de X cuprinse între X0 şi Xn se citesc

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

2. Din calculele anterioare se fixează coordonatele punctelor prin care trece dreapta de operare: A (0,05; 0,00174) şi B (Xn; 0,0869). Abcisa punctului B (Xn) se alege prin încercări succesive astfel încât să se obţină 2-3 talere teoretice.

3. Se alege Xn=0,6 kmoli H2S /kmol MEA şi se calculează debitul de absorbant cu relaţia (1.13):

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

4. Se reprezintă în acelaşi grafic, în coordonate X-Y, atât curba de echilibru cât şi curba de operare şi se duc orizontale şi verticale pornind de la punctul B la punctul A. Numărul de orizontale reprezintă necesarul de echilibre pentru absorbţia respectivă.

9

Tabelul 2.1Calculul curbei de operare pentru coloana de absorbţieX, kmoli H2S /kmol MEA

kmoli H2S /kmol gaz purtător, (1.15)

X0=0,05 Y1=0,0015060,1 0,0082150,2 0,021630,3 0,035040,4 0,048460,5 0,06188

Xn=0,6 Yn+1=0,0753

Tabelul 2.1 Calculul curbei de echilibru pentru coloana de absorbtie

X,kmoliH2S/kmolMEA

Pi, bar y= Y= ,kmoliH2S/kmolg.p.

0,05 1.583∙ 1.583∙

0,1 0,2

0,3

0,4

0,5 0,0075 0,0075 0,6 0,01083 0,01094

S-a obţinut 1 taler teoretic (vezi graficul din anexa 1).

2.4 Dimensionarea coloanei de absorbţie

2.4.1 Diametrul coloanei de absorbţie

Coloana de absorbţie este prevăzută cu umplutură clasică, nestructurată (se aleg inele Raschig de ceramică, de dimensiuni 25253 mm cu caracteristici recomandate de literatură [7, pg.451; 10, pg.381]).

10

Pentru calculul diametrului se apelează la ecuaţia continuităţii volumice aplicată fazei gazoase la intrarea în coloană:

(2.10)

unde: V reprezintă debitul volumic de gaz bogat în m3/s;vr – viteza reală a fazei vapori în secţiunea liberă a coloanei (lipsită de umplutură) în m/s ; ea se calculează cu relaţia: vr=FÎ vîc; (2.11)

vîc – viteza de înecare a fazei vapori în m/s ;FÎ – factor de înecare egal cu 0,5…0,6 recomandat de literatură [7, pg.482; 10, pg.349];Ac – aria secţiunii transversale a colonei în m2;Dc – diametrul coloanei în m.Deci, calculul coloanei de absorbţie cu umplutură se rezumă de fapt la calculul

vitezei vîc. Acest calcul se poate efectua cu ajutorul relaţiei lui Kafarov [7, pg.481, 10, pg.382]:

(2.12)

unde:reprezintă debitele masice de absorbant bogat, respectiv de gaz bogat;

- viteza de înecare a vaporilor, raportată la secţiunea liberă a coloanei, lipsită de umplutură, în m/s;A – constantă a cărei valoare depinde de tipul sistemului de separat [10, pg.382]

- densitatea gazului bogat în condiţiile de temperatură la intrarea în coloană şi la presiunea pe coloană, respectiv densitatea absorbantului bogat în condiţiile de temperatură la ieşirea din coloană, în kg/m3;a- aria specifică a umpluturii,în m2/m3;

- fracţia de goluri a umpluturii, în m3/m3

- viscozitatea absorbantului lichid, în kg/ms;g – acceleraţia gravitaţională.

Pentru calculul debitului volumic de gaz bogat este necesară cunoaşterea masei molare medii care se calculează cu relaţia (2.13):

(2.13)

Densitatea fazei vapori la intrarea în coloană se calculează cu relaţia (2.14):

. (2.15)

11

Densitatea soluţiei de MEA la ieşirea din coloană se citeşte din grafice din literatură [7, pg. 159] (se neglijează contribuţia H2S absorbit la densitatea soluţiei de absorbant): kg/m3.

Viscozitatea soluţiei de absorbant bogat se calculează cu relaţia (2.16):(2.17)

unde: reprezintă viscozitatea cinematică a soluţiei de MEA care se citeşte din grafice din literatură [7, pg.158] la temperatura din bază: = m2/s.

Conform relaţiei (2.17)

Debitele masice de gaz bogat şi soluţie de absorbant bogat s-au calculat la pag 12-13. Calculul vitezei vîc se face cu ajutorul relaţiei lui Kafarov (2.12) [7, pg.481; 10, pg.382]:

Din relaţia (2.12) se obţine vi=1.15m/sCu relaţia (2.11) se calculează viteza reală a fazei vapori în secţiunea liberă a

coloanei:vr=0,5∙1.15=0,575 m/s

Din relaţia (2.10) se calculează diametrul coloanei de absorbţie:

2.4.2 Înălţimea coloanei de absorbţie

Se calculează cu relaţia [6, pg.493]:

(2.18)

unde: IC - reprezintă înălţimea coloanei, m;IU – înălţimea umpluturii, m, NTT – numărul de talere teoretice din coloană;

NTR – numărul de tronsoane de umplutură, se alege în funcţie de înălţimea IU şi ţinând cont de faptul că înălţimea unui tronson trebuie să fie 2,5…3 m [6, pg.493];

STR – distanţa între tronsoane, se alege 0,3…0,5 m [6, pg.493];

Iu=12 m.NTR=4Pentru calculul înalţimii coloanei de absorbţie se alege [6, pg.490]:STR=0,5 m, Iv=1 m, Ib=1,5 m,

deci:

12

Se calculează viteza de masă a soluţiei de absorbant bogat cu relaţia (2.19):

(2.19)

Lg- viteza de masă a fazei lichide, kg/m2·s;Dc – diametrul nominal al umpluturii, 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 [7, pg.192]:

,kmoli/h (2.20)

unde: LP -reprezintă debitul molar de absorbant (apă şi MEA) 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.

=2,034 kmoli/h

Pierderile din fiecare component al absorbantului sărac se calculează cu relaţiile

(2.21…2.22):

LPapă= (LP+ )yapă (2.21)

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

echilibru: (2.23)

Fracţiile molare în fază vapori care se calculează cu relaţia (2.21):fracţii molare

13

yamina fracţii molareDin relatia (2.21) rezulta :

kmoli/h

Din relatia (2.22) rezulta :

= 0,00256 kmoli/h

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

3 PROIECTAREA TEHNOLOGICA A COLOANEI DE STRIPARE

14

Striparea absorbantului bogat de la baza coloanei de absorbţie se face prin fracţionare. Coloana de fracţionare are rolul de a regenera absorbantul care se recirculă la coloana de absorbţie.

3.1 Bilanţul termic, regimul de temperaturi şi consumul de abur

Fluxurile din coloana de stripare şi concentraţiile lor sunt cele prezentate în figura 3.1:

In figura 3.1 semnificaţia simbolurilor este:L0 reprezintă fluxul absorbant, kmoli/h;LR – refluxul, concentrat în apă, kmoli/h;Xn-concentraţia H2S în absorbantul bogat, kmoli H2S /kmol MEA;X0-concentraţia H2S în absorbantul sărac, kmoli H2S /kmol MEA;Yb-concentraţia H2S în abur la ieşirea din refierbător, kmoli H2S /kmol abur;Yv-concentraţia H2S în abur la ieşirea din coloană, kmoli H2S /kmol abur;

Figura 3.1. Fluxurile şi concentraţiile lor în coloana de stripare

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:

(3.1)

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

- fracţia molară de abur calculată cu relaţia (3.2):

15

- 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 [3, pg.632].

Temperatura în baza coloanei TB se estimează conform literaturii [7, pg. 176] (vezi datele de proiectare).

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

Temperatura de intrare Tf a absorbantului bogat în coloană este egală cu temperatura de ieşire după schimbul de căldură cu absorbantul sărac de la baza coloanei de desorbţie, se alege Tf=80ºC conform indicaţiilor din literatură [7, pg. 176].

Temperatura medie pe coloană se calculează ca medie aritmetică între temperatura din vârf şi temperatura din bază.

.

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)

16

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)

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=97ºC s-a citit din tabele din

literatură [5, pg. 169], kJ/kg;

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

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

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

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 [5, pg. 169];

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

literatură [7, pg,175].

17

Fracţia molară a apei în vaporii VB la echilibru cu soluţia apoasă de amină se determină astfel: pentru o soluţie de 15 % masă amină care conţine aşadar 85% masă în faza lichidă se citeşte din grafice din literatură [7, pg.175] compoziţia în % masă a apei în fază vapori şi se obţine 99%. Se transformă compoziţia fazei vapori din % masă în fracţii molare şi se găseşte y=0,997 fracţii molare apă.

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 [7, pg.177] bazată pe curba de echilibru pentru sistemul H2S - MEA la presiunea din coloană şi pe dreapta de operare. Curba de echilibru X-Y se calculează pornind de la valorile presiunii parţiale H2S citite din grafice din literatură [7, pg.321] pentru diferite valori de X şi la temperatura medie pe coloana de desorbţie. Dreapta de operare trece prin punctele definite de concentraţiile fluxurilor în contracurent la extremităţile coloanei şi anume punctul A (Xn, Yf) şi punctul B (X1, Yb). Concentraţia Yf se calculează cu relaţia:

(3.11)

kmol H2S/kmol abur

Concentraţia Yb se citeşte din curba de echilibru Y-X la valoarea lui X0=0,05 kmoli H2S/kmol MEA (vezi graficul din anexa 2) şi se găseşte Yb=0,00278 kmoli H2S/kmol abur.

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

(3.12)

kmoli H2S/kmoli MEA

Pentru reprezentarea curbei de operare sunt necesare şi alte puncte intermediare în afara punctelor extreme A şi B. Calculul lor se face cu ecuaţia dreptei de operare [7, pg.92] dând valori lui X între X1 şi Xn . În calcul se va ţine seama că în zona de stripare debitul de vapori scade liniar între VB şi VO [7, pg.179], ceea ce înseamă că trebuie reprezentată grafic variaţia debitului de vapori cu concentraţia X. Din acest grafic se citesc valorile lui V pentru diferite valori ale lui X şi se introduc în ecuaţia dreptei de operare.

18

Tabelul 3.2Calculul curbei de echilibru pentru coloana de desorbţie

X, Kmoli H2S/kmol MEA

Y, kmoli H2S /kmol abur

0,05 3.039∙10-3

0,1 1.051∙10-2

0,2 5,47∙10-2

0,3 1,84∙10-1

0,4 1.250,5 4.41*

Xn=0,6 24*

Tabelul 3,3Calculul curbei de operare pentru coloana de desorbţie

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

Vkmoli /h,

X1=0,059 YB=3.04∙10-3 103.770,1 2.03∙10-2 106.65*0,2 5,83∙10-2 96*0,3 1,042∙10-1 860,4 1,642∙10-1 760,5 2,42010-1 65.5

Xn=0,6 Yf=3,363∙10-1 57.45

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 [7, pg.451; 10, pg.381]). 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

19

Sarcina maximă de vapori este .Masa molară medie a vaporilor calculează cu relaţii de aditivitate molară

(3.12nte) [8, pg.75]:

Debitul masic de vapori este:

, kg/h

Densitatea vaporilor se calculează cu relaţia (2.24):

(2.24)

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

.

Debitul maxim de lichid este: 1034.1 kg/h

Densitatea refluxului la temperatura Tf este: =965 kg/m3, citită din tabele din literatură [5, pg.74].

Viscozitatea refluxului este: ∙10-3 kg/m∙s . Calculul vitezei vîc se face cu ajutorul relaţiei lui Kafarov (2.12) [7, pg.481; 10,

pg.382]:

Din relaţia (2.12) se obţine vîc=3.08 m/sCu relaţia (2.11) se calculează viteza reală a fazei vapori în secţiunea liberă a

coloanei:vr=0,53.08 =1,54 m/s

Din relaţia (2.10) se calculează diametrul coloanei de desorbţie în zona superioară:

m.

Calculul diametrului în zona inferioară

Sarcina maximă de vapori este .Densitatea vaporilor se citeşte din literatură [5, pg. 75] la temperatura din bază,

considerând că vaporii sunt alcătuiţi numai din abur: =0,965 kg/m3

20

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

m3/s.

Debitul maxim de lichid este: kg/h soluţie MEA=Densitatea soluţiei de MEA la temperatura din bază este: =948 kg/m3.

Densitatea vaporilor se citeşte din literatură [5, pg. 75] la temperatura din bază, considerând că vaporii sunt alcătuiţi numai din abur: =0,965 kg/m3

Viscozitatea soluţiei de MEA la temperatura din bază este: kg/m∙s, calculată cu programe de calcul [1].

Calculul vitezei vîc se face cu ajutorul relaţiei lui Kafarov (2.12) [7, pg.481; 10, pg.382]:

Din relaţia (2.12) se obţine vîc=2.56m/sCu relaţia (2.11) se calculează viteza reală a fazei vapori în secţiunea liberă a

coloanei:vr=0,52.56 =1.28 m/s

Din relaţia (2.10) se calculează diametrul coloanei de desorbţie în zona inferioară:

0.75≈0,8 m

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=30ºC, se impune ca acest flux termic să fie valorificat pentru a realiza schimbul de căldură cu absorbantul bogat care iese de la baza coloanei de absorbţie cu temperatura Tn şi care trebuie să intre ca flux de alimentare în coloana de stripare la temperatura Tf=80ºC (valoare aleasă conform indicaţiilor din literatură [7, pg. 176]. Temperatura cu care iese absorbantul sărac din schimbul de caldură presupune ca fiind Tx=89ºC şi se verifică cu relaţia (3.13):

(3.13)

21

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

(3.14)

(3.15)

Ţinând cont de relaţiile (3.14…3.16), relaţia (3.13) se poate scrie:

(3.16)

unde: reprezintă debitul soluţiei de absorbant sărac de la baza coloanei de desorbţie, kg/h;

-debitul de absorbant bogat de la baza coloanei de absorbţie, kg/h;

- căldura specifică medie a soluţiei de absorbantului bogat, respectiv sărac, kJ/kgºC, care se citeşte din grafice din literatură la temperatura medie aritmetică a temperaturilor respective [7, pg.165];Tx – temperatura absorbantului sărac după schimbul de căldură cu absorbantul bogat.

2836.08·3,98(80-50)=2185.747∙4(115-79) (3.16) În relaţia (3.16) temperaturile sunt cunoscute din subcapitolul 1.2, respectiv din datele de proiectare. Temperatura Tx=79ºC presupusă s-a verificat deoarece relaţia (3.16) s-a verificat în limita unei erori impuse (<2%).

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 (3.17) de bilanţ termic pe conturul II, anexa 4:

(3.17)

Din relaţia (3.17) se obţine relaţia (3.18) cu care se calculează debitul de apă de răcire:

(3.18)

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

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

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

22

,kg/h

23

4. Automatizarea instalaţiei de eliminare a hidrogenului sulfurat

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

de MEA în cadrul acestui proiect, se înţelege:

implementarea structurilor de reglare a parametrilor de regim pe cele două coloane:

presiune la coloana de absorbţie;

presiune şi temperatură la coloana de desorbţie

implementarea structurilor de reglare a debitelor:

fluxului de gaz bogat la intrarea în coloana de absorbţie;

fluxului de absorbant sărac la intrarea în coloana de absorbţie;

fluxului de absorbant bogat la intrarea în coloana de desorbţie;

implementarea structurilor de reglare a nivelului:

la baza coloanei de absorbţie;

la baza coloanei de desorbţie;

în vasul de reflux.

Pentru obţinerea acestor deziderate se vor folosi cunoştinţele dobândite la cursul

de Automatizare a Proceselor Chimice şi literatura [2, pg.218].

Figura 4.1 Schema automatizată a instalaţiei de eliminare a H2S

5. BIBLIOGRAFIE

1. ***PRO/II, Reference Manual;

2. Marinoiu, V., Paraschiv, N., Automatizarea proceselor chimice, vol. 2, Editura

Tehnică, 1992;

3. Reid, R.C.; Prausnitz, J.M., Properties of Gases and Liquids, vol.2

4. Robu, V. I., Procese şi Aparate de Separare în Industria Petrolului şi Petrochimie,

Editura Didactică şi Pedagogică, Bucureşti, 1968;

5. Şomoghi, V., ş.a., Proprietăţi fizice utilizate în calcule termice şi fluidodinamice,

U.P.G., Ploieşti, 1997;

6. Strătulă, C. Fracţionarea, Principii şi Metode de Calcul, Ed. Tehnică, Bucureşti, 1986;

7. Strătulă, C., Purificarea gazelor, Editura Ştiinţifică şi Enciclopedică, Bucureşti, 1984;

8. Suciu, G. C. (coordonator), Ingineria prelucrării hidrocarburilor, vol.1, editura

Tehnică, Bucureşti, 1977;

9. Suciu, G. C. (coordonator), Ingineria prelucrării hidrocarburilor, vol.3, editura

Tehnică, Bucureşti, 1987;

10. Taran, C., Strătulă, C., Procee difuzionale de separare, vol. 2, IPG, Ploieşti, 1979.

6. ANEXE

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

Anexa 1

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

Anexa 2

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

Anexa 4 – Schema tehnologică de eliminare a H2S

Anexa 4

Anexa 5 – Tema proiectului-Formularul Original

Anexa 5(Pagina următoare)