Дипломная работа: Разработка предложений по очистке природного газа и переработки кислых газов с получением товарной продукции (серы) (на примере Карачаганакского месторождения)

Насыщенный на первой ступени очистки метанол направляется на двухступенчатую регенерацию. Регенерацию осуществляют снижением давления. На первой ступени регенерации давление снижается до 0,1 МПа, при этом метанол за счет испарения абсорбированных газов охлаждается до минус 33-36оС.

На второй ступени давление снижается до 0,02 МПа и температура абсорбента снижается до минус 70-75оС, на этой ступени выделяются практически все остаточные газы, после чего абсорбент возвращается на первую ступень очистки газа. Кислые газы отправляются на установку переработки кислых газов.

Со второй ступени очистки метанол (отдельно от метанола первой ступени) подается на регенерацию. Регенерацию производят отпаркой кислых газов при температуре 60-65оС обогревом глухим паром. При этом процессе происходит полная регенерация метанола. После чего отрегенерированный метанол, пройдя стадию охлаждения до температуры минус 60-65оС, подается на вторую ступень очистки газа.

Рисунок 6. Технологическая схема очистки природного газа КНГКМ от кислых газов (м3/с)

Концентрированные кислые газы, полученные при регенерации метанола, общим потоком подаются на установку переработки кислых газов с получением товарной серы.

Из практики известно, что в промышленных условиях при очистке природного газа от кислых газов метанолом с последующим выделением кислых газов при регенерации, получают концентрированный кислый газ, содержащий 58% Н2S, 40,5% СО2, 1% СН4 и 0,5 Н2О /18/.

2.3.3 Аппаратурно-технологическая схема очистки природного газа КНГКМ

Очищенный газ с установки подготовки газа под давлением 2,3-2,45 МПа, в соответствии с рисунком 7, подается на две ступени кожухотрубных теплообменников (3), включенных последовательно, где осуществляется охлаждение газа при помощи охлажденного очищенного газа и кислых газов. Теплообменники выполнены из коррозионностойких металлов по ГОСТ 15118-79 и 15120-79. Теплообменники рассчитаны на скорость газа объемом 15,85 м3 в секунду и на давление до 2,5 МПа, перед входом в теплообменник ставится расходомер газа. На первой ступени теплообменников температура газа снижается до плюс 3оС, при этом конденсируются тяжелые фракции углеводородов, содержащие сероорганические соединения, а также основная масса водяных паров. Во второй ступени теплообменников газ охлаждается до минус 20оС и при этой температуре поступает в нижнюю часть двухступенчатого насадочного абсорбера (1), работающего при давлении 2,0 МПа. На первой ступени очистки газ конденсирует с основным потоком метанола, охлажденного до температуры минус 70-75оС.

При этом из газа практически полностью удаляются Н2S, остаточные тяжелые углеводороды, значительное количество СО2 и органических соединений серы.

Колонна выполнена согласно требованиям ГОСТ 12.2.003-91 и ОСТ 26.231-79, из антикоррозионной стали марки Х18Н10Т.

За счет теплоты абсорбции температура метанола понижается до минус 45оС. Далее частично очищенный газ из первой ступени поступает на вторую ступень очистки, где контактирует с небольшим потоком отрегенерированного метанола, подаваемого в колонну при температуре минус 60-65оС. На этой стадии ступени из газа удаляется большая часть остаточной СО2 и практически все остаточное количество органических соединений.

Насыщенный на первой ступени очистки газа метанол направляется в десорбер (2). Десорбер представляет собой колонну из двух секций, выполненную из антикоррозионной легированной стали марки ОХ13, согласно ГОСТ 12.2.003-91. Производительность десорбера рассчитана на пропуск 17,5 м3 в секунду газометанольной смеси. На первой ступени, когда давление снижается до 0,1 МПа, метанол за счет испарения абсорбированных газов охлаждается до минус 33-36оС, а на второй ступени, когда давление снижается до 0,1 МПа, температура метанола дополнительно снижается до минус 70-75оС. Из насыщенного метанола выделяются практически все абсорбированные газы, после чего абсорбент направляется на очистку газа, в абсорбционную колонну (1), а концентрированные кислые газы, вместе с выделившимися со стадии охлаждения, тяжелыми углеводородами поступает на установку Клауса, для получения элементарной серы.

Снижение давления в колонне регенерации метанола с первой ступени абсорбции газа осуществляют вакуум-насосами (8) типа ВВН (химически стойкого) путем отсоса кислых газов.

Насыщенный метанол со второй ступени очистки газа выводится из нижней части второй секции абсорбера (1) и подается через рекуперативный теплообменник (5) в регенератор (4). Регенерируют метанол путем отпарки кислых газов при температуре плюс 60-65оС обогревом глухим паром в обычной насадочной или тарельчатой колонне. Производительность колонны по жидкогазовой составляет 5,342 м3 в секунду. Отрегенерированный метанол охлаждается последовательно в рекуперативном теплообменнике (5), выполненном по ГОСТ 12067-80 и испарителе (6) до температуры минус 60-65оС и подается в верхнюю часть второй ступени очистки.

Энергия в данном процессе расходуется на покрытие потерь холода, на абсорбцию паров воды и частично Н2S и СО2. Большая часть энергии, расходуемой на получение холода для отвода тепла абсорбции кислых компонентов, компенсируется при десорбции кислых компонентов, однако часть извлекаемых примесей десорбируется при нагревании раствора выше температуры окружающей среды. Поэтому коэффициент полезного использования холода при десорбции не превышает 60-80% /7, 8/.

Спецификация аппаратурной схемы очистки природного газа: 1 – двухступенчатый абсорбер (1); 2 – вакуум колонна (1); 3 – теплообменник (2); 4 – колонна-ректификационная (1); 5 теплообменник-рекуперативный(1); 6 – испаритель (холодильник) (1); 7 – холодильник водный (1); 8 – вакуум-насос (2); 9 – компрессор (1); 10 – насос подачи метанола (2); 11 – насос откачки метанола (3); 12 – емкость метанола(2); 13 вентиль регулируемый (3); 14 – вентиль запорный (1); 15 – насос подачи пара (1); Т1 – трубопровод, подающий природный газ на очистку; Т2 – трубопровод сжатого природного газа; Т3 – трубопровод охлажденного природного газа; Т4 очищенный природный газ; Т5 – оборотный метанол в I ступень; Т6 – трубопровод, подающий оборотный метанол во II ступень; Т7 – газ кислый, концентрированный; Т8 – хладагент; Т9 – трубопровод холодной воды; Т10 метанол оборотный (возврат, I ступень); Т11 – метанол оборотный (возврат, II ступень); Т12 – глухой пар

Рисунок 7. Аппаратурная технологическая схема очистки природного газа КНГКМ от кислых газов

Потери метанола от испарения, обусловленные значительным давлением паров метанола даже при низких давлениях /6/, можно значительно увеличить, если на выходе очищенного газа из второй ступени абсорбера поставить каплеуловитель из пористых материалов или с помощью других приспособлений.

2.4 Контроль за загрязнением атмосферного воздуха на территории КНГКМ

Актуально научно-практической задачей на территории КНГКМ является разработка для основных объектов установки подготовки, очистки и переработки газа единой научно-обоснованной системы контроля, которая позволила бы контролировать и выявлять выделения вредных веществ – загрязнителей атмосферного воздуха и других природных объектов, связь количественных показателей выбросов с технологией, метеорологическими параметрами. Полученные при этом данные должны служить научной основой для:

- прогнозирования вероятности образования опасных концентраций вредных веществ в основных экологических объектах;

- изучения условий образования, характера распределения и концентрации вредных веществ в воздухе, воде и почве;

- определения размеров загрязнения участков, опасных зон, возможных последствий и т.д.

В существующей технологии добычи и подготовки предлагаемой технологии очистки и переработки газа и конденсата к основным точкам замеров загрязнений атмосферы на территории КНГКМ и в рабочей зоне УКПГ можно отнести следующие:

по газовым промыслам:

1. устья скважин

2. продувочные свечи или линии

3. колодцы с газопроводной арматурой

4. ямы для сжигания конденсата после продувки

по установке комплексной подготовки газа:

5. арматура газоприемного монифольфа (шаровые краны, задвижки, отсекатели)

6. продувочные свечи или линии

7. фланцевые соединения на аппаратах и трубопроводах

8. насос для метанола и конденсата

9. домовые трубы подогревательных устройств или котельных

10. колодцы, резервуары промканализации

по очистным и перерабатывающим установкам:

11. на входе и выходе газов и жидкостей всех аппаратов

12. фланцевые соединения аппаратов и трубопроводов

13. продувочные свечи и линии

14. емкость для жидкой серы

15. трубы печей Клауса

16. конвейеры для разливки жидкой серы

17. склады твердой серы

18. насосы для метанола, жидкой серы

19. монифольфы, колодцы газопроводов

по компрессорным станциям:

20. газопроводные колодцы

21. монифольфы перед компрессорным цехом

По опасности воздействия на работающих и население основные источники загрязнителей на газовых промыслах можно разделить на четыре категории (таблица 7).

Для типичных производственных объектов газовой промышленности, с учетом категории опасности (Таблица 7) устанавливается периодичность контрольных измерений и процент обследования выявленных мест газовыделений источников газовыделения (Таблица 8).

Таблица 7

Категории опасных газовыделений на газовых объектах

Таблица 8

Периодичность проверок концентрации вредных веществ в воздухе

Инвентаризация источников загрязнения атмосферного воздуха проводится в соответствии с ГОСТом 17.2.104-77.

Пункты контроля устраиваются в соответствии РО 52.04.186-89 "Руководство по контролю за загрязнением атмосферы".

Оборудование передвижная лаборатория типа "Атмосфера-II", газоанализатор типа "Паладий-3", лазерный газоанализатор метана типа 323 ААОI, пробоотборные устройства: электроаспираторы типа ЭА-I, 7А-IA, ЭА-2, ЭА-2С, 822.

Перечень и метод определения загрязняющих атмосферу веществ приведены в таблицу 9.

Таблица 9

Перечень определяемых загрязняющих веществ

3. РАСЧЕТ ДВУХСТУПЕНЧАТОЙ АБСОРБЦИОННОЙ КОЛОННЫ

3.1 Исходные данные к расчету параметров абсорбционной колонны

1) Общая производительность установки по газу при н.у. V0 = 63,4 м3/сек (4 колонны).

Производительность одной абсорбционной колонны V0 = 15,85 м3/сек.

2) Концентрация Н2S в газе

Для первой ступени:

на входе yнI = 914 ∙ 10-3 кг/м3

на выходе yкI = 25 ∙ 10-3 кг/м3

Для второй ступени:

на входе yнII = 25 ∙ 10-3 кг/м3

на выходе yкII = 0,015 ∙ 10-3 кг/м3

3) Содержание примесей в поглотителе:

хнI = 3% (масс.) – для первой ступени

хнII = 0,5% (масс.) – для второй ступени

4) Абсорбция изотермическая

средняя температура потоков в абсорбере t = - 45 оС

5) Давление газа на входе в абсорбер для обеих ступеней Р = 2 МПа

6) Плотность газа при t = 20 оС, ρ = 0,846 кг/м3

при н.у. ρ0 = 0,724 кг/м3

3.2 Устройство абсорбционного насадочного аппарата

Аппараты, в которых осуществляются абсорбционные процессы, называют абсорберами. Как и другие процессы массопередачи, абсорбция протекает на поверхности раздела фаз. Поэтому абсорберы должны иметь развитую поверхность соприкосновения между жидкостью и газом. По способу образования этой поверхности абсорберы можно условно разделить на следующие группы: 1) поверхностные и пленочные; 2) насадочные; 3) барботажные (тарельчатые); 4) распыливающие.

Следует отметить, что аппараты большинства конструкций весьма широко применяются и для проведения других массообменных процессов.

Предлагаемая насадочная колонна получила широкое распространение в промышленности в качестве абсорбера. Основными достоинствами насадочных колонн являются простота устройства и низкое гидравлическое сопротивление, дешевизна и относительно длительный контакт фаз.

Основными узлами насадочных аппаратов в соответствии с рисунком 11 являются приспособления (1), распределяющие жидкость по насадке, насадочные тела (2), перераспределители жидкости (3) и опорные решетки (4).

1 – распределитель жидкости; 2 насадки; 3 – перераспределитель жидкости; 4 – опорные решетки

Рисунок 8. Насадочный абсорбер

Для того, чтобы насадка работала эффективно, она должна удовлетворять следующим основным требования: 1) обладать большой поверхностью в единице объема; 2) хорошо смачиваться орошающей жидкостью; 3) оказывать малое гидравлическое сопротивление газовому потоку; 4) равномерно распределять орошающую жидкость; 5) быть стойкой к химическому воздействию жидкости и газа, движущихся в колонне; 6) иметь малый удельный вес; 7) обладать высокой механической прочностью; 8) иметь невысокую стоимость.

Насадок, полностью удовлетворяющих всем требованиям, не существует, так как, например, увеличение удельной поверхности насадки влечет за собой увеличение гидравлического сопротивления аппарата и снижение предельных нагрузок. В промышленности применяют разнообразную по форме и размерам насадки /19, 21/, которые в той или иной мере удовлетворяют требованиям, являющимся основными при проведении конкретного процесса абсорбции. Насадки изготавливают из разнообразных материалов (керамика, фарфор, сталь, пластмассы и др.), выбор которых диктуется величиной удельной поверхности насадки, смачиваемостью и коррозионной стойкостью.

3.3 Расчет первой и второй ступени абсорбционной колонны

Геометрические размеры колонного массообменного аппарата определяются в основном поверхностью массопередачи, необходимой для проведения данного процесса, и скоростями фаз.

Поверхность массопередачи может быть найдена из основного уравнения массопередачи /19/.

(3.1)

где Кх, Ку коэффициенты массопередачи соответственно по жидкой и газовой фазе кг/(м2 ∙ с).

3.3.1 Масса поглощаемого вещества и расход поглотителя

Массу кислых газов (КГ), переходящих в процессе абсорбции из газовой смеси (Г) в поглотитель за единицу времени, находят из уравнения материального баланса:

 (3.2)

где L, G – расходы соответственно чистого поглотителя и инертной части газа, кг/с;  - начальная и конечная концентрация кислых газов в поглотителе (метанол) кгКГ/кгМ; - начальная и конечная концентрация кислых газов в природном газе, кгКГ/кгГ.

Выразим составы фаз, нагрузки по газу и жидкости в выбранной для расчете размерности.

 (3.3)

где ρоу = 0,724 кг/м3 средняя плотность природного газа при нормальном условии.

Получим:

Конечная концентрация примесей в поглотителе  обуславливает его расход (который, в свою очередь, влияет на размеры как абсорбера, так и десорбера), а также часть энергетических затрат, связанных с перекачиванием жидкости и ее регенерацией. Поэтому выбирают исходя из оптимального расхода поглотителя /5/. Для нефтехимических производств расход поглотителя L принимают в 1,5 раза больше минимального Lmin /21/. В этом случае конечную концентрацию определяют из уравнения материального баланса, используя данные по равновесию, в соответствии с рисунком.

 (3.4)

В данном случае линия равновесия показывает связь между концентрациями распределенного вещества в фазах и выражается уравнением прямой

т.к. Р = const и t = const /19, 21/.

Из уравнения (3.4) следует:

где - концентрация Н2S в жидкости (метаноле), равновесная с газом начального состава.

Уравнение прямой, выражающее зависимость между рабочими концентрациями, называемое рабочей линией процесса, находится из уравнения материального баланса /19, 21/.

                                                             (3.5)

Интегрируя уравнение (3.5) в пределах от начальных до конечных концентраций  и , получим

                         (3.6)

Рисунок 9. Зависимость между содержанием кислых газов (Н2S) в природном газе  и поглотителем метанолом  при минус 45оС.

Из уравнения (3.6) получим соотношения между весовыми потоками распределяющих фаз:

                                                                       (3.7)

Рисунок 10. Схема распределения концентрации в газовом и жидкостном потоках в абсорбере

Интегрируя уравнение (3.5) в пределах от начальных до текущих  и , получим:

откуда:

                                                        (3.8)

Или

                                                                         (3.9)

где  - удельный расход одной из определяющих фаз.

Аналогичным путем для противоточного (течения) взаимодействия фаз может быть получено уравнение:

                                                                        (3.10)

где

Из уравнений (3.9) и (3.10) следует, что концентрация распределяемого вещества в фазах G и L связана линейной зависимостью. Поэтому удобно процессы массообмена представлять графически в координатах , т.е. в виде зависимости между так называемыми рабочими концентрациями /21/.

Расход инертной части газа:

G = V0(1 уоб)(у0у – ун)                                                                           (3.11)

где уоб – объемная доля Н2S в природном газе, равная

где v0 – объем 1 моля воздуха, равная 22,4 · 10-3 м3/моль;

– молярная масса Н2S, равная 32 · 10-3 кг/моль

Тогда

G = 15,85 (1 – 0,602)(0,724 0,914) = 1,199 кг/с

Производительность абсорбера по поглощаемому компоненту

                              (3.12)

Расход поглотителя (метанола) равен:

                                (3.13)

Тогда соотношение расходов фаз, или удельный расход поглотителя составит:

Масса поглощаемого вещества и расход поглотителя на вторую ступень определяется по формулам, приведенным выше:

Все кинетические закономерности, использованные для расчета конечной концентрации примесей в поглотителе для первой ступени абсорбции, сохраняются для расчета конечной концентрации примесей во второй ступени абсорбции. В этом случае для определения конечной концентрации используют данные по равновесию по рисунку 14 и находят по уравнению (3.4):

где  - концентрация остаточного Н2S в жидкости (метаноле), равновесная с газом входящего состава.

Рисунок 11. Зависимость между Н2S в природном газе  и поглотителем  при минус 45о для второй ступени абсорбции.

Расход инертной части газа находят по уравнению (3.11)

G = 15,85 (1 – 0,602)(0,724 0,025) = 4,41 кг/с

Производительность абсорбера по поглощаемому компоненту:

Расход поглотителя:

Соотношение расходов фаз, или удельный расход поглотителя, составит:

3.3.2 Движущая сила массопередачи

Движущая сила в соответствии с уравнением (3.1) может быть выражена в единицах концентраций как жидкой, так и газовой фаз. Для случая линейной равновесной зависимости между составами фаз, принимая модель идеального вытеснения в потоках обеих фаз, определим движущую силу в единицах концентрации газовой фазы /19/.

                                                          (3.14)

где  и  - большая и меньшая движущие силы на входе потоков в абсорбер и на выходе из него, кг Н2S/кгГ, в соответствии с рисунками

В данном случае

где  и  - концентрации Н2S в природном газе, равновесные с концентрациями в жидкой фазе (поглотителе) соответственно на входе и выходе абсорбера, в соответствии с рисунком

Движущая сила массопередачи для второй ступени определяется по формуле:

                                                        (3.15)

где  и – большая и меньшая движущие силы на входе и выходе во вторую ступень абсорбера, кг Н2S/кгГ, в соответствии с рисунками

где  и – концентрации остаточных Н2S в природном газе, равновесные с концентрациями в жидкой среде, соответственно на входе и выходе второй ступени абсорбера, в соответствии с рисунком

3.3.3 Коэффициент массопередачи

Коэффициент массопередачи Ку находят по уравнению аддитивности фазовых диффузионных сопротивлений /19/.

                                                                (3.16)

где  и  - коэффициенты массоотдачи соответственно в жидкой и газовой фазах, кг/(м2 · с); m – коэффициент распределения, кгМ/кгГ.

Для расчета коэффициентов массопередачи необходимо выбрать тип насадки и рассчитать скорости в абсорбере. При выборе типа насадки для проведения массообменных процессов, как описано выше, руководствуются следующими соображениями /5, 19, 20, 21/:

во-первых, конкретными условиями процесса нагрузками по газу, жидкости, различиями в физических свойствах систем, наличием в потоках жидкости и газа механических примесей, поверхностью контакта фаз в единице объема аппарата и т.д.;

во-вторых, особыми требованиями к технологическому процессу – необходимостью обеспечить небольшой перепад давления в колонне, широкий интервал изменения устойчивости работы, малое время пребывания жидкости в аппарате и т.д.

в-третьих, особыми требованиями к аппаратурному оформлению – создание единичного или серийно выпускаемого аппарата малой или большой единичной мощности, обеспечение возможности работы в условиях сильно коррозионной среды, создание условий повышенной надежности и т.д.

В нефтегазоперерабатывающей промышленности особое значение при выборе насадки имеют следующие факторы: малое гидравлическое сопротивление абсорбера, возможность быстро и дешево удалять с поверхности насадки отлагающийся шлам и т.д. в данном случае, когда газ очищается под повышенным давлением, гидравлическим сопротивлением можно пренебречь. Поэтому наиболее эффективна насадка, имеющая меньший эквивалентный диаметр, а следовательно, меньший коэффициент свободного объема и большую удельную поверхность. В промышленной аппаратуре чаще всего используются кольцевая насадка и дробленный кусковый материал.

В рассматриваемом случае для первой ступени выберем керамические кольца Рашига в навал размером 10х10х1,5 мм. Удельная поверхность насадки а = 440 м2/м3, свободный объем Е = 0,7 м3/м3, эквивалентный диаметр dэ = 0,006 м, насыпная плотность ρ = 700 кг/м3, число штук 700000 в 1 м3 /20/.

Для второй ступени абсорбции рекомендуется выбрать самую дешевую, но тем не менее надежную деревянную хордовую насадку, размером 10х100 мм с шагом в свету 10 мм. Удельная поверхность насадки а = 100 м2/м3; свободный объем Е = 0,55 м3/м3, эквивалентный диаметр dэ = 0,022 м, насыпная плотность ρ = 210 кг/м3 /20/.

3.3.4 Скорость газа и диаметр абсорбера

Предельную скорость газа, выше которой наступает захлебывание насадочных абсорберов, можно рассчитать по уравнению /19/.

                                                (3.17)

где wпр предельная фиктивная скорость газа, м/с; μх, μв вязкость соответственно поглотителя и воды при температуре в абсорбере минус 20о, Па·С; А, В – коэффициенты, зависящие от типа насадки; L и G – расходы фаз, кг/с. Значения коэффициентов А = - 0,073; В = 1,75 /5, 20/.

Пересчитаем плотность газа на условия в абсорбере:

Предельную скорость wпр находим из уравнения (3.16), принимая при этом, что отношение расходов фаз в случае разбавленных смесей приблизительно равно отношению расходов инертных фаз:

Решая это уравнение, получим wпр = 10,3 м/с.

Выбор рабочей скорости обусловлен многими факторами. В общем случае ее находят путем технико-экономического расчета для каждого конкретного процесса /5/. В данном случае абсорбция проводится под повышенным давлением, то, как указывалось ранее, потеря напора на преодоление гидравлического сопротивления абсорбера в данном случае составляет незначительную долю общего давления в системе и не оказывает существенного влияния на экономические показатели абсорбционной установки. При этом целесообразно использовать небольшие возможные скорости газа в абсорбере, близкие к предельной, т.е. равной 0,4 ÷ 0,5 от предельной /19, 21/.

Примем

w = 0,5wпр = 0,5 · 10,3 = 5,15 м/с

Диаметр абсорбера находят из уравнения расхода:

                                                            (3.18)

где V – объемный расход газа при условиях в абсорбере, м3/с. Отсюда:

Выбираем стандартный диаметр обечайки абсорбера d = 2,6 м /20, 24/. При этом действительная скорость газа в колонне

Определим скорость газа и диаметр абсорбера второй ступени.

Предельную скорость газа, выше которой наступает захлебывание насадочных абсорберов, определяют по уравнению (3.17).

Значения коэффициентов А и В, требуемых в уравнении, соответственно равны 0 и 1,75 /20/.

Плотность газа для второй ступени абсорбции остается почти без изменений и соответственно ρу = 17,014 кг/м3.

Далее решаем уравнение (3.15)

Отсюда wпр = 14,45 м/с

Следуя вышеописанным рекомендациям, рабочую скорость примем:

wр = 0,5 wпр = 0,5·14,45=7,225 м/с

Диаметр абсорбера находим по уравнению (3.18)

Выбираем /20, 21/ стандартный диаметр обечайки второй ступени абсорбера d = 2,2 м. Следовательно, скорость газа в колонне

Wд = 7,225 (2,15/2,2)2 = 5,22 м/с

3.3.5 Плотность орошения и активная поверхность насадки

Плотность орошения (скорость жидкости) рассчитывают по формуле

                                                                             (3.19)

где S – площадь поперечного сечения абсорбера, м2

Подставив, получим:

При недостаточной плотности орошения и неправильной организации подачи жидкости /5/ поверхность насадки может быть смочена не полностью. Но даже часть смоченной поверхности практически не участвует в процессе массопередачи ввиду наличия застойных зон жидкости (особенно в абсорберах с нерегулярной насадкой) или неравномерного распределения газа по сечению колонны.

Существует некоторая – минимальная эффективная плотность орошения Vmin, выше которой всю поверхность насадки можно считать смоченной. Для надсадочных абсорберов минимальную эффективную плотность орошения Vmin находят по соотношению /5/:

Vmin = а qэф                                                                                     (3.20)

где qэф эффективная линейная плотность орошения, м2/с

Для колец Рашига размером 10х10х1,5 мм qэф = 0,022 · 10-3 м2/с

Vmin = 440 · 0,022 · 10-3 = 96,8 · 10-4 м3/(м2·с)

Коэффициент смачивания насадки ψ для колец Рашига при заполнении колонн в навал, можно определить из следующего эмпирического уравнения /5, 20, 24/:

 (3.21)

где dн – диаметр насадки:

m = 0,133 dн-0,5

G = 20 мН/м – поверхностное натяжение.

m = 0,133 · 0,006-0,5 = 1,72

Доля активной поверхности насадки ψа может быть найдена по формуле /5/:

                                                                         (3.22)

где р и q – коэффициенты, зависящие от типа насадки /5/.

Подставив значения, получим:

Плотность орошения абсорбера второй ступени рассчитывается по уравнению (3.19)

Минимальную эффективную плотность орошения Vmin находят из уравнения (3.20)

Согласно формуле (3.21) доля активной поверхности насадки равна:

Как видно, не вся смоченная поверхность является активной. Наибольшая активная поверхность насадки достигается при таком способе подачи орошения, который обеспечивает требуемое число точек орошения на 1 м2 поперечного сечения колонны /5/. Это число точек орошения и определяет выбор типа распределительного устройства /5/.

3.3.6 Расчет коэффициентов массоотдачи

Для колонн с неупорядоченной насадкой коэффициент массоотдачи βу можно найти из уравнения /5, 19/.

                                                                     (3.23)

где  - диффузионный критерий Нусельта для газовой фазы

Отсюда βу (в м/с) равен:

                                                                   (3.24)

где Ду – средний коэффициент диффузии Н2S в газовой фазе, м2/с

- критерий Рейнольда для газовой фазы в насадке;

 - диффузионный критерий Прандтля для газовой фазы;

 - вязкость газа, Па · с

Коэффициент диффузии Н2S в газовой фазе можно рассчитать по уравнению:

                                                  (3.25)

где  = 35,27 см3/моль мольный объем Н2S; Vг = 43,74 см3/моль – мольный объем природного газа.

Объемы рассчитаны для газов в жидком состоянии при нормальной температуре кипения (средняя плотность природного газа в жидком состоянии при нормальной температуре ρср = 0,465 кг/м3, средняя  при тех же условиях составляет 0,964 кг/м3).

 = 34 г/моль – молярная масса Н2S.

Мг = 20,34 г/моль – молярная масса природного газа.

Представив, получим:

Выразим βу в выбранной для расчета равномерности

βу = 0,053 (ρу – уср) = 0,053(17,014 – 0,4695) = 0,877 кг/(м2·с)

Коэффициент массоотдачи в жидкой фазе βх находят из обобщенного уравнения, пригодного как для регулярных (в том числе и хордовых), так и для неупорядоченных насадок /5, 20/.

                                                                    (3.26)

где  - диффузионный критерий Нуссельта для жидкой фазы.

Отсюда βх (в м/с) равен:

                                                         (3.27)

где Дх – средний коэффициент диффузии Н2S в метаноле, м2/с

 - приведенная толщина стекающей планки жидкости, м;

- модифицированный критерий Рейнольда для стекающей по насадке пленки жидкости;

- диффузионный критерий Прандтля для жидкости.

В растворах коэффициент диффузии Дх может быть достаточно точно вычислен по уравнению /5, 23/

                                                                 (3.28)

где М – молярная масса метанола, равна 0,147 кг/моль; Т – температура метанола, К; Ti = - 70оС; μх – вязкость метанола, Па·с, равна 7,8 мПа·с;  = 35,27 см3/моль – мольный объем Н2S; β = 1 – параметр, учитывающий ассоциацию молекулы.

Подставив численные значения, получим:

Выразим βх в выбранной для расчете размерности:

βх = 1,28 · 10-6 (ρх – Схср)

где Схср – средняя объемная концентрация H2S в поглотителе, кг H2S/(м2·см) /5, 19, 20, 22/; βх = 1,28 · 10-6 (1060 – 52,8) = 1,29 · 10-3 кг/(м2·с).

По уравнению (3.15) рассчитаем коэффициент массоотдачи в газовой фазе Ку:

Все эмпирические уравнения, использованные для расчета коэффициента массоотдачи первой ступени абсорбционной колонны можно использовать для расчета второй ступени с некоторыми изменениями диффузионных критериев.

Коэффициент массотдачи в газовой фазе βуII для регулярных насадок найдем из уравнения

                                                    (3.29)

где  - диффузный критерий Нуссельта для газовой фазы.

Отсюда βуII (в м2/с) равен:

                                         (3.30)

Для решения этого уравнения вычисляем численные значения диффузионных критериев  и  и коэффициент диффузии остаточных Н2S в газовой фазе по уравнению (3.24).

Подставив данные значения, получим:

Переводим  в выбранный для данного расчета размерности:

Страницы: 1, 2, 3, 4