Материал: Проектирование участка установки по абсорбции-десорбции сероводорода из топливных газов

В связи с составом газа (небольшое количество сероводорода, отсутствие жидких и тяжелых углеводородов, механических примесей, кислорода, диоксида серы, углекислого газа, сероокиси и тиоокиси углерода) из всевозможных абсорбционных методов стоит выбрать хемосорбционный алканоламиновый метод с использованием в качестве абсорбента водного раствора МЭА.

Данный абсорбент достаточно легко регенерируется, химически стабилен и по сравнению с другими абсорбентами (в частности прочими аминами) мало поглощает углеводороды. Способен обеспечить необходимую степень извлечения сероводорода. Производится на территории России в больших количествах (т.е. нет дифицита данного реагента). МЭА дешевле прочих абсорбентов. Другие абсорбенты будут лишь удорожать процесс очистки, не принося при этом ощутимой пользы, т.к. в соответствии с имеющимися условиями не требуется селективное извлечение сероводорода (нет других кислых газов), в топливном газе не присутствуют «отравляющие» МЭА вещества (тяжелые углеводороды, кислород, сероокись и тиоокись углерода), а также вспенивающие вещества (механические примеси и жидкие углеводороды). От излишней коррозионной активности МЭА можно избавиться используя водный раствор с концентрацией менее 15 % массовых. При этом его поглотительная способность сильно не пострадает.

2. Описание технологической схемы

утилизация сероводород газ нефть

Установка выделения сероводорода из топливных газов предназначена для очистки сухого топливного газа от сероводорода методом абсорбции моноэтаноламином (МЭА) и регенерации раствора МЭА. Сероводородсодержащий газ является побочным продуктом работы данной установки. Он направляется в общезаводской сероводородный коллектор и затем используется на установке производства серы и установке производства серной кислоты и регенерации отработанной серной кислоты. Процесс очистки газа осуществляется непрерывно.

Сухой газ с верха С1 поступает в абсорбер К1, в котором происходит извлечение сероводорода из топливного газа абсорбцией водным раствором моноэтаноламина с концентрацией 9-15 %. Температура газа в абсорбере не изменяется и составляет 35 ºС. Давление газа на входе в К1 и на выходе из К1 составляет 0, 6 МПа. Очищенный топливный газ с верхней части абсорбера К1 поступает в сепаратор С2, где собирается уносимый с газом из абсорбера насыщенный раствор МЭА. По мере накопления раствор выдавливается на блок регенерации раствора МЭА в линию насыщенного раствора МЭА в теплообменник Т4. Давление в сепараторе - 0, 6 МПа. Сухой газ из сепаратора С2 направляется в магистраль очищенного топливного газа.

В случае резкого повышения давления в абсорбере К1 или сепараторе С2 на обоих аппаратах предусмотрена возможность сброса топливного газа на факел.

Регенерированный раствор МЭА подаётся в верхнюю часть абсорбера К1. Расход МЭА составляет в среднем 34-36 м³/ч, минимум 5 м³/ч. Давление на входе в К1 составляет 2, 1 МПа, на выходе - 0, 6 МПа. Температура раствора МЭА на входе - 35 ºС, на выходе - 35 ºС. Насыщенный раствор МЭА выходит с низа абсорбера К1 и за счёт перепада давления направляется в блок регенерации МЭА последовательно через трубное пространство теплообменников Т4 и Т2 в десорбционную часть колонны К2. В трубных пространствах теплообменников Т2 и Т4 насыщенный раствор МЭА нагревается до температуры порядка 90 ºС за счёт тепла регенерированного раствора МЭА, идущего по межтрубному пространству.

В десорбционной части колонны К2 происходит регенерация (освобождение от сероводорода) насыщенного раствора МЭА путём его нагрева в выносном кипятильнике Т5 до температуры 125 ºС. В качестве теплоносителя в кипятильнике используется водяной пар под давлением 0, 3 МПа. Давление в десорбционной части колонны составляет 0, 10-0, 15 МПа. Температура верха К2 составляет 50 ºС. Температура низа К2 поддерживается на уровне 125 ºС.

Выделившийся из насыщенного раствора МЭА в десорбционной части К2 сероводородсодержащий газ и пары воды поступают в конденсационную часть колонны для охлаждения и конденсации влаги. Выходящий с верха конденсационной части колонны К2 сероводородсодержащий газ отправляется в сепаратор С3 и далее в заводской сероводородный коллектор. Отбитый МЭА из сепаратора С3 насосом Н3 периодически откачивается в линию насыщенного раствора МЭА в теплообменник Т4. В случае резкого повышения давления схемой предусмотрена возможность сброса сероводорода с К2 на сероводородный факел.

Регенерированный раствор МЭА из К2 поступает в сборник Е1. Температура раствора МЭА в сборнике составляет около 125 ºС. Из сборника Е1 регенерированный раствор МЭА последовательно проходит межтрубное пространство теплообменников Т2 и Т4, где охлаждается до температуры порядка 70 ºС за счёт нагрева насыщенного раствора МЭА и далее последовательно в межтрубное пространство водяных холодильников Т3 и Т1, где охлаждается оборотной водой до температуры 35 ºС. После холодильника Т1 регенерированный раствор МЭА поступает на приём насоса Н1 и подаётся в абсорбер К1.

Принципиальная технологическая схема представлена в приложении А, спецификация к схеме в приложении Б.

Обоснование выбора процесса абсорбции

Процесс абсорбции всегда сопровождается уменьшением объема системы газ-жидкость за счет растворения газа и выделения тепла абсорбции. Поэтому повышение давления абсорбции и понижение температуры благоприятствует протеканию абсорбции. Можно считать, что в настоящее время ЭА процесс является универсальным для очистки газа от сероводорода и диоксида углерода. Широкое использование ЭА процесса объясняется его преимуществом перед другими способами: МЭА реагирует с сероокисью углерода и сероводорода с образованием легко регенерируемых соединений.

Основной процесс, используемый для очистки природного газа, остается аминовый процесс. Широкое применение аминового абсорбента обусловлено их практическим преимуществом по сравнению с другими процессами (физическими и физико-химическими) простота техно- логической схемы, высокая и надежная степень очистки газа, высокое качество серы S, полученной при утилизации кислых компонентов.

3. Таблица отходов, образующихся в технологической схеме

Таблица 3 - характеристика отходов

4. Материальный баланс

Материальный баланс абсорбера представлен в табл. 4

Таблица 4 - Материальный баланс абсорбера

Таким образом, общий материальный баланс установки по сероводороду следующий (таблица 3).

Таблица 5 - Материальный баланс установки по сероводороду

На рис. 4 представлена схема материального баланса абсорбера.

Рисунок 4 - Схема материального баланса абсорбера.

. Расчет и подбор оборудования

Расчет абсорбера К1 - предназначен для улавливания сероводорода из топливных газов.

Исходные данные: давление в абсорбере Р = 0, 6 МПа, температура исходного газа t₁ = 40°С, температура очищенного газа t₂ = 45°С, концентрация раствора моноэтаноламина - 25% (масс.), температура регенерированного раствора моноэтаноламина t_р = 45°С, количество газа G₁=15592 м³/ч, глубина удаления сероводорода 97%.

Таблица 6 - Расчет массового состава исходного газа

Молекулярная масса газа

М = ∑ (M_i у_i )= 10, 397

Плотность газа при нормальных условиях равна

кг/м³

Расчет:

) находим расход циркулирующего раствора абсорбента по уравнению:

G_a

где G_a - расход циркулирующего раствора абсорбента, кг/ч;

G_r - расход газа, м /ч;

у - мольная доля сероводорода в газе;

М - молекулярная масса моноэтаноламина (М = 61, 08);

х - массовая доля моноэтаноламина в растворе, % (масс.);

с-отношение числа молей кислых газов к числу молей моноэтаноламина

Если принять в соответствии с рекомендациями для очистки раствором моноэтаноламина значение с =0, 3 моль/моль, то формула будет иметь вид

G_aa=98, 66·0, 0255·12539, 5=31547, 25 кг/ч

2) рассчитываем объем поглощенного сероводорода

,

где y₁, y₂ cответственномольная(объемная)доля сероводорода в исходном и очищенном газах.

 • (0, 0255 - 0, 000021) = 319 м³/ч.

3)      плотность сероводорода:

 кг/м³

4)      количество тепла, выделяющегося при поглощении сероводорода, вычисляем по формуле:

,

где  - тепловой эффект реакции взаимодействия сероводорода и моноэтаноламина, кДж/кг

кг/м³

.

) количество тепла, затраченного на нагрев очищаемого газа в колонне, рассчитываем по формуле:

где I₁, I₂ - энтальпия газа на входе в абсорбер и на выходе соответственно,

p_г - плотность газа, кг/м³

ч.

) рассчитываем повышение температуры абсорбента:

где с_a- удельная теплоемкость абсорбера, кДж/кг·К.

Теплоемкость раствора моноэтаноламина при температуре 45 ºС принимаем равной 4 кДж/кг·К, тогда

) температура насыщенного раствора абсорбента:

Следовательно, количество циркулирующего раствора МЭА достаточно.

) рассчитаем диаметр абсорбера с клапанными прямоточными тарелками:

где D- диаметр абсорбера, м;

- плотность абсорбента, кг/м³;

G_г - расход газа, кг/ч;

k- коэффициент для абсорберов, равный при расстоянии между тарелками 600 мм k=480;

k₀-коэффициент, который зависит т кнструкции тарелок и в данном случае для клапанных прямоточных равен 0, 30.

кг/м³

кг/м³

где  - плотность абсорбера при нормальных условиях.

Принимаем стандартный диаметр абсорбера, округляя полученный расчетом диаметр в большую сторону, D=1м или 1000 мм.

)проверяем высоту подпора жидкости над сливной перегородкой:

Δh=0, 0029(,

где П- периметр слива, м.

Для односливных тарелок П=0, 7D.

Рассчитываем начальную и конечную концентрации Н₂S в газовой и жидкой фазах, выраженные в относительных мольных долях.

Начальную концентрацию Н₂S в газовой фазе рассчитываем по формуле:

Конечную концентрацию Н₂S в газовой фазе - по формуле