Бурдин Е.С. _ЭРТбз_1101. Модернизация процесса очистки конвертированного газа от со на примере цеха а оао Тольяттиазот
 Скачать 0.91 Mb.
|
|
1.3.2 Щелочная очистка газа от СО Очищение газа от двуокиси углерода водным раствором едкого натра NaOH основана на необратимой реакции 2NaOH + СО = СО + НО (7) Парциальное давление СО над раствором едкого натра NaOH в процессе поглощения равно нулю до тех пор, пока вся щёлочь не перейдёт в карбонат. Раствор карбоната натрия поглощающий СО проходит с получением бикарбоната 16 СО + СО + НО = СО (8) Дифференциальная теплота растворения СО в растворах едких щелочей независимо от рода катиона составляет 117кДж/моль. Быстрота массообмена двуокиси углерода с щёлочью увеличивается с повышением температуры. Повышение концентрации карбоната в растворе способствует понижению быстроты массобмена. Очистка водным раствором едкого натра NaOH в азотной промышленности используют как последнюю ступень тонкой доочистки от двуокиси углерода коксового и конвертированного газа вслед заводной очисткой (если концентрация СО в газе не более 0,3% объёмных), после двухступенчатой моноэтаноламиновой очистки конвертированного газа (при остатке содержания СО 40 см 3 /м 3 ), после очистки горячими растворами поташа под давлением (при остаточном содержании СО в газе 500 - 1700 см 3 /м 3 ),после медноамиачной очистки азотоводородной смеси под давлением 32 МПа (при содержании СО 150 - 250 см 3 /м 3) . В медноамиачной очистки вместо NaOH применяют разбавленный водный раствор аммиака NH 4 OH. Регенерация выработанного раствора щёлочи проводится известью Na 2 CO 3 + Ca(OH) 2 = 2NaOH + CaCO 3 (9) Процесс проходит в жидкой фазе при 90 – Си перемешивании. Оборудование регенерации щёлочи известью является громоздкой, асам процесс не совсем подходит под современные санитарно - гигиенические требования (измельчение и гашение извести, транспортирование шлама в отвалит. д. Регенерацию выработанной щёлочи предполагается только при высоком расходе щёлочи и потребности привоза её со стороны. В других случаях водные растворы выработанной щёлочи стремятся использовать для дополнительных процессов нейтрализации и сбрасывают в специальные системы химически загрязнённых стоков. Для очистки 1000 м газа тратится 0,15 - 1,6 кг 92% - ной каустической соды (в зависимости от концентрации СО в исходном газе. Для регенерации выработанного раствора щёлочи тратится кг СаО и кг пара при Р - 0,5 Мпа [2]. 17 1.3.3 Очистка газа от СО методом низкотемпературной абсорбции метанолом Метанол в диапазоне температур от -30° до -60° Си при давлении 1 - 3 МПа является хорошим абсорбентом не только двуокиси углерода, но и сероводорода, органических соединений серы, но и для других примесей, имеющихся в газовой смеси. Двуокись углерода растворяется в метаноле намного лучше, чем вводе, и с понижением температуры и увеличением давления растворимость возрастает . Растворимость двуокиси углерода в метаноле при температуре -60° Св раз лучше чем растворимость вводе при 25° СВ условиях низких температур при промывке газа метанолом расход абсорбента на очистку единицы объёма газа значительно меньше, чем приводной очистке от двуокиси углерода. Соответственно благодаря этому в процессе абсорбции уменьшаются энергетические расходы. При низкотемпературной абсорбции потери водорода также уменьшаются по сравнению сих потерями приводной промывке газа под давлением. Это связано не только с сокращением удельного расхода абсорбента, но и с уменьшением растворимости водорода в метаноле при понижении температуры. Низкотемпературный процесс абсорбции наиболее рационально осуществлять при 1 - 3 МПа. Наименьший предел низкотемпературного процесса абсорбции д составляет 0,5 МПа. Преимущество этого метода эффективно, если одновременного удалить из газа смеси некоторых примесей при их удовлетворительно большом начальном содержании. Несмотря на необходимость применения холодильной машины, энергетические расходы в описанном процессе не превышают расхода энергии при промывке газа водой [33]. 1.3.4 Очистка газа растворами этаноламинов Основной особенностью процесса очистки газа от диоксида углерода водным раствором МЭА, раствором поташа и активированным АСТ. 18 Производства аммиака на крупных агрегатах, очистку газа от диоксида углерода осуществляют хемосорбцией водным раствором моноэтаноламина (МЭА) или водным раствором поташа, активированным АСТ. Процесс поташной очистки проводят в агрегатах, оборудование для которых закуплено у иностранных фирм. В отечественных агрегатах для очистки применяют моноэтаноламиновый раствор. При разработке процесса очистки ГИАП были учтены все новейшие достижения в области технологии и аппаратурного оформления абсорбционных процессов [8]. В следующей за очисткой технологической стадии происходит каталитическое гидрирование остаточного диоксида углерода. При этом на гидрирование одного объема СО тратится четыре объема водорода (целевой продукт, и образуется метан, являющийся балластом, он выдувается на стадии синтеза с продувочными газами. Поэтому желательно на стадии жидкостной очистки добиться возможно низкой концентрации СО. При химической абсорбции молекулы газа, растворенного в жидкости, вступают во взаимодействие с активным компонентом абсорбента. Растворимость газа при хемосорбции зависит от физической растворимости газа и константы равновесия химической реакции при условиях очистки. Поскольку при хемосорбции происходит полное или частичное связывание абсорбируемого компонента в химическое соединение, градиент концентрации у поверхности раздела фаз выше, чем при физической абсорбции. В результате этого возрастает скорость поглощения. Метод хемосорбционной очистки обладает рядом особенностей по сравнению с физической абсорбцией - возможность абсорбции при низком парциальном давлении извлекаемого газа вследствие более высокой поглотительной способности раствора - относительно малая циркуляция раствора и соответственно небольшой расход энергии на перекачку сорбента 19 - регенерацию осуществляют, как правило, путем нагревания (иногда в сочетании со сбросом давления, при этом расход тепла на десорбцию относительно велик - возможность проведения весьма тонкой очистки увеличение коррозии и протекание побочных реакций, обусловленных применением повышенных температур и щелочных реагентов – сильных и слабых электролитов. Степень очистки газа при хемосорбции зависит как от равновесной абсорбционной емкости, таки от скорости абсорбционных процессов, кинетика которых определяется условиями тепло- и массообмена, температурой, парциальным давлением компонентов газовой смеси, степенью контакта фаз, свойствами абсорбата и абсорбента [19]. Хемосорбцию СО в промышленности проводят при температуре 35° - 100° Си давлении 2,5-2,8 МПа, регенерацию – при 120° - 135 С под небольшим избыточным давлением. При проведении очистки абсорбция по условиям равновесия происходит тем полнее, чем ниже температура, однако скорость абсорбции выше при большой температуре. Температуру абсорбции выбирают наиболее оптимальную на основании сопоставления термодинамических и кинетических факторов. Протекающие реакции при очистке, являются экзотермическими и обратимыми, при повышении температуры раствора образующееся химическое соединение разлагается с выделением исходных компонентов 31. Абсорбционная очистка газа – циклический процесс. После стадии абсорбции диоксид углерода поглощается растворителем, очищенный газ направляют на дальнейшую переработку, а насыщенный диоксидом углерода раствор регенерируют, что требует дополнительного расхода энергии. В связи с этим на стадии очистки большое значение имеет теплообмен, который должен быть решен наиболее оптимальным способом [1]. Основными характеристиками процесса абсорбции считаются количество циркулирующего растворителя, линейная скорость газа, 20 соотношение жидкость газ, расход энергии на регенерацию и циркуляцию газа. Самыми значительными показателями процесса очистки газа от диоксида углерода производства аммиака на крупных агрегатах являются также масса и габариты важнейших установок и теплообменного оборудования, высокое качество их работы и непременно достигаемая степень очистки газа, так как применяемые аппараты являются самыми громоздкими в производстве аммиака [16]. Абсорбционный процесс очистки газов в большинстве случаев определяется свойствами растворителей. Ниже приводятся основные характеристики, которые следует учитывать при выборе растворителя. Абсорбционная емкость (количество вещества, которое способен поглотить абсорбент) и ее связь с давлением и температурой. От абсорбционной емкости зависит главные показатели процесса циркуляция абсорбента, расход тепла на десорбцию газа, условия регенерации, габариты аппаратов и др [47]. Селективность растворителя характеризуется отношением растворимостей извлекаемого газа и наиболее близкого к нему по растворимости компонента очищаемого газа. От селективности зависят потери менее растворимых газов, особенности технологической схемы и некоторые расходные коэффициенты. Давление насыщенных паров растворителя при температуре абсорбции должно быть незначительным, чтобы избежать потерь абсорбента, а температура кипения достаточно высока. Широкое распространение получили растворители, температура кипения которых составляет 170 200° С до 13,33 Па (0,1 мм. рт. ст. Габариты аппаратуры и расход энергии влияет на вязкость растворителя и скорость массо-теплопередачи, а, следовательно, на перекачивание растворителя. Растворители с низкой вязкостью наиболее предпочтительны. 21 Чтобы к минимуму свести даже весьма медленные побочные реакции, растворители должны быть термохимически устойчивы , потому что они могут оказывать коррозионное действие и влияет на срок службы абсорбента. Коррозионная активность должна быть минимальной. В процессе очистки газа 19-21% - ным раствором моноэтаноламина протекают следующие реакции 2NH 2 CH 2 CH 2 OH + H 2 O +CO 2 → (NH 3 CH 2 CH 2 OH) 2 CO 3 (10) (NH 3 CH 2 CH 2 OH) 2 CO 3 + H 2 O + CO 2 → 2NH 3 CH 2 CH 2 OHHCO 3 (11) Температура процесса лежит в интервале 35°-60° С. Процесс регенерации раствора протекает при снижение давления и подъема температуры, в результате выделяются диоксид углерода и вода. Реакции приведенные между СО и МЭА можно рассматривать как схему, определяющую существенную способность получения в качестве конечного продукта как бикарбоната моноэтаноламина, таки карбоната. Степень карбонизации раствора (α) повышается при поглощении диоксида углерода, которая выражается в молях СО на моль МЭА. Допустимая при этих условиях термодинамическое равновесие определяет, степень карбонизации раствора. При снижении концентрации МЭА в растворе, уменьшении температуры и повышении парциального давления СО равновесная степень карбонизации увеличивается. Однако влияние этих факторов невелико даже при значительном их измерении количество СО в растворе может уменьшаться или увеличиваться не более, чем 1,2 – 1,5 раза. В промышленности при извлечении СО из газа раствором МЭА с концентрацией 2,5 - 3,3 моль/м 3 под давлением 2,45 – 2,94 МПа (25 – 30 кгс/см 2 ) может быть достигнута степень карбонизации α = 0,65 – 0,75. Степень очистки газа от СО определяется его равновесной концентрацией (равновесным парциальным давлением) над раствором МЭА. Эта величина тем ниже, чем меньше температура и степень карбонизации раствора. В промышленности содержание СО в газе после очистки составляет 50 – 300 см 3 /м 3 22 Повышение концентрации МЭА раствора при одинаковой степени карбонизации приводит к возрастанию равновесного давления СО над раствором (или при заданной концентрации СО в растворе соответственно уменьшается степень карбонизации, при этом повышается абсолютное количество поглощенного СО. Таким образом, увеличивая концентрацию МЭА, можно уменьшить количество циркулирующего раствора [27]. 23 ГЛАВА 2. РАЗРАБОТКА ТЕХНОЛОГИИ МОДЕРНИЗАЦИИ СИСТЕМЫ ОЧИСТКИ КОНВЕРТИРОВАННОГО ГАЗА ОТ CO 2 2.1 Описание технологической схемы Рассмотрим стадию очистки конвертированного газа от СО, проектировщик технологической и строительной части проекта – фирма «Кемико», США. Очистка конвертированного газа от СО поташным раствором по методу «Бенфилд» протекает последующей реакции К 2 СО 3 + СО + НО → 2КНСО 3 (12) В качестве поглотителя используется горячий раствор поташа, активированный диэтаноламином и содержащий ингибитор коррозии О, в составе К 2 СО 3 - 24-30%, АСТ - 2,0-3,5 %, О - не менее 0,4 %. Очистка конвертированного газа осуществляется по х поточной схеме по регенерированному раствору. Таблица 2 – Состав конвертированной парогазовой смеси дои после отделения очистки от СО 2 На входе в отделение очистки газа от СО 2 После очистки газа от очистки газа от СО 2 СО 2 17,43% 0,05% СОН Н 0,46% 0,55% Конвертированный газ под давлением до 27,5 МПа (27 кгс/см 2 ) с температурой до С подается в абсорбер (поз, орошаемый раствором поташа. Замер температуры газа на входе в абсорбер (поз) вынесен в ЦПУ. Абсорбция СО происходит в аппарате с насадкой из металлических 24 колец Палля при температуре верха абсорбера не более 75° С, низа до 116° СВ соответствии с принятой двухпоточной схемой абсорбер разделен на 2 секции нижнюю и верхнюю. Конвертированный газ, содержащий до 17,5 % СО проходит вначале нижнюю секцию, заполненную тремя слоями насадки из металлических колец Палля, а затем верхнюю с 2-мя слоями насадки из металлических колец Палля и очищается до остаточного содержания СО не более 500 атм. Очищенный от СО газ направляется на метанирование. Содержание СО в газе после абсорбера контролируется в ЦПУ газоанализатором AR- 4001. Верхняя секция абсорбера орошается бедным раствором поташа. Здесь раствор насыщается СО и поступает в нижнюю секцию, где смешивается с полубедным раствором поташа, поступающим из средней части регенератора (поз. Расход раствора поташа, поступающего на орошение абсорбера (оба потока) регулируется автоматически – поз. FIC-4010, FIC-4009. Уровень раствора в абсорбере регулируется автоматически поз. LIC- 4005 с блокировкой закрытия клапана LV-4005 и отсекателя HCV-309, установленного на линии выхода насыщенного раствора из абсорбера. Сопротивление насадки в абсорбере контролируется в ЦПУ поз. PDI- 4002. Насыщенный раствор поташа выходит из нижней секции абсорбера с температурой не более 116° Си поступает на регенерацию. Замер температуры насыщенного раствора поз вынесен на ЦПУ. Регенерация раствора осуществляется в регенераторе при давлении не более 0,06 Мпа (0,6 кгс/см 2 ). Регенератор подобно абсорберу также разделен на 2 секции. Полубедный раствор поташа, составляющий 900-1200 м 3 /час, выводится после верхней секции регенератора, заполненной тремя слоями насадки из металлических колец Палля, при температуре не более 116° Си насосом (J-452А/В) подается на орошение верхней секции абсорбера. Замер температуры раствора после верхней секции регенератора поз 25 вынесен в ЦПУ. Бедный раствор поташа, составляющий 270-320 м 3 /ч, выводится после нижней секции регенератора, заполненной двумя слоями насадки из металлических колец Палля при температуре н/б 123° С. Замер температуры раствора поз вынесен в ЦПУ. Далее раствор насосом (J-451А/В) прокачивается через воздушный холодильник Е и с температурой не более 75° С поступает на орошение верхней секции абсорбера. Температура раствора поташа после воздушного холодильника регулируется автоматически TIC-4012. Сопротивление насадки в регенераторе и температура парогазовой среды после регенератора контролируется в ЦПУ (Замер уровней в регенераторе вынесен в ЦПУ (LI-4038, LI-4037). Предусмотрено автоматическое включение резервных насосов (J-451B, J-452B) по предминимальным расходам раствора на абсорбер F-451. Давление в системе регенератора поддерживается регулятором PIC- 4033 после сепаратора G-453. Давление пара после конденсационной турбины насоса А перед конденсатором Е регулируется в ЦПУ PIC-0185. Тепло, необходимое для регенерации раствора поташа, подводится в трех кипятильниках. В кипятильники (E-451 A/B) тепло подводится в парогазовой смеси, поступающей после конвертора СО II ступени с температурой не более Св кипятильник (E-452) – от отпарного газа, поступающего с температурой до С. Уровень в кипятильнике (E-452) регулируется подачей флегмы поз. LC-4053. Минимальный уровень в кипятильнике (E-452) сигнализируется в ЦПУ LAL-4053. Конденсат из кипятильника (E-452) подается регулятором расхода FIC-4052 в сепаратор холодильника СО (G-453). Конвертированная парогазовая смесь после газовых кипятильников с температурой 130°-145° С поступает в холодильник газа (E-463). Углекислый газ выводится из верхней части регенератора с температурой не выше 100° Си давлением не более 0,04 Мпа (0,4 кгс/см 2 ), 26 охлаждается до 57° Св воздушном холодильнике СО (E-453), проходит сепаратор (G-453) для отделения от конденсата и поступает на выхлоп в атмосферу или к потребителю. На отводе СО к потребителю установлены электрозадвижки поз. HCV- 3 с дистанционным управлением из ЦПУ с блокировкой закрытия ее по повышению содержания горючих газов выше 1,2 % и автоматический газоанализатор. Температура после холодильника СО) регулируется автоматически поз. TIC-4025. Уровень в сепараторе (G-453) регулируется автоматически по месту LC-4027 подачей флегмы в регенератор (F-452). Сигнализация максимального и минимального уровня вынесены в ЦПУ. Конденсат после сепаратора возвращается в цикл раствора насосом (J- 453 А, В) для поддержания баланса воды в системе приложение 1]. Рисунок 1 – Технологическая схема очистки газа от СО Содержание СО – Содержание СО н/б 0.05% Содержание горючих н/б 1.2% 27 2.2 Материальный баланс Рисунок 2 - Схема материальных потоков Материальный баланс G 1 = G 2 + G 3 (13) Таблица 3 - Состав фракции СО после очистки перед разделением на грязную и чистую фракции входящий поток газа кг/час массовый состав фракции СО после очистки ( G 1 ) кг/час массовый состав конвертированного газа кг/час СН 4 763,71 6,11 757,60 N2 60378,42 48,30 60330,12 CO 2 63587,22 56783,39 6803,83 CO 4939,95 24,70 4915,25 H 2 13165,76 6582,88 6582,88 Ar 1091,00 8,73 1082,27 H 2 O 74022,30 7357,82 66664,48 всего 217948,35 70811,92 147136,42 G 1 G 2 G 3 28 Таблица 4 -Основные материальные потоки после сепарации входящий поток газа после очистки ( G 1 ) кг/час массовый состав фракции СО после сепарации ( G 2 ) кг/час массовый состав конденсата ( G 3 ) кг/час СН4 6,110 0,005 6,105 N2 48,300 0,386 47,914 CO2 56783,400 50707,576 6075,824 CO 24,700 0,124 24,577 H2 6582,880 3291,440 3291,440 Ar 8,730 0,007 8,723 H2O 7357,820 731,367 6626,453 всего 70811,940 54730,905 16081,035 Расчет произведен при температуре потока 57 Си давлении 0,1 МПа Проверка расчета 70811,94=54730,905+16081,035 ( погрешность расчета равна 0 ) [28]. |