Технологическая схема установки очистки газа раствором моноэтаноламина

Установка очистки газа раствором моноэтаноламина

Назначение – подготовка газов к дальнейшей переработке, удаление сероводорода, низших меркаптанов, двуокиси углерода.

Температура, 0 С

в абсорбере 35-40

в десорбере 115-130

Газ подается в нижнюю часть абсорбера К-1, в котором контактирует с движущимся навстречу потоком 15%-ного раствора моноэтаноламина (МЭА). Очищенный газ удаляется с верха К-1. С низа К-1 уходит насыщенный сероводородом МЭА, который поступает в сепаратор С-1, где за счет снижения давления выделяются растворившиеся газообразные углеводороды, а также отделяется газовый конденсат. Из сепаратора С-1 раствор МЭА через теплообменник Т-1 и подогреватель Т-2 переходит в десорбер К-2, в котором отпариваются поглощенные сероводород и двуокись углерода. Регенерированный раствор МЭА, покинув колонну К-2, охлаждается в теплообменнике Т-1 и холодильнике Х-1 и направляется в емкость Е-1, из которой возвращается в абсорбер. Верхний продукт десорбера – сероводород с парами воды – через холодильник- конденсатор ХК-1 поступает в емкость Е-2. Сероводород выводится с установки, а паровой конденсат возвращается в качестве орошения в колонну К-2.

Технологическая схема установки очистки газов раствором моноэтаноламина:

I – газ на очистку; II – очищенный газ; III – углеводородный конденсат; IV – сероводород; V – свежий раствор этаноламина; VI – пар; VII – вода.

Источник статьи: http://studopedia.ru/5_138355_ustanovka-ochistki-gaza-rastvorom-monoetanolamina.html

Установка очистки углеводородных газов от сероводорода раствором этаноламина

В Советском Союзе для очистки углеводородных газов от сероводорода наибольшее распространение получил процесс очистки моноэтаноламином (МЭА), а за рубежом чаще используют диэтаноламин (ДЭА) и совсем редко из-за малой поглотительной способ­ности, — триэтаноламин (ТЭА). Если принять погло­тительную способность по отношению к сероводо­роду у моноэтаноламина за 100 %, то у диэтанол-амина она составит 40 %, у триэтаноламина — меньше 15%. Правда, с повышением давления раство­римость сероводорода быстрее увеличивается в три этаноламина, так что поглотительные способности при повышении давления абсорбции начинают вы­равниваться.

Основными аппаратами этаноламиновой очистки газов являются абсорбер и десорбер колонного типа с насадкой или тарелками. Технологическая схема типовой установки очистки углеводородных газов от сероводорода и диоксида углерода раствором моно-этаноламина приведена на рис. VI-1. Производитель­ность установки по сырью 170 тыс. т/год.

Очистка газа проводится в две ступени. Посту­пающий на очистку газ попадает в сепаратор для от­деления сопутствующего ему конденсата. Выходя­щий с верха сепаратора 1 газ направляется в низ абсорбционной колонны 2, где, поднимаясь вверх, он контактирует на тарелках (или насадке) с 15—17 %-ным водным раствором моноэтаноламина, подавае­мого в колонну сверху. В колонне имеется 22—24 ситчатых тарелки (или 15 м насадки из колец Рашига). Насадочный абсорбер превосходит тарельча­тый по скорости абсорбции и коэффициенту массопередачи в два раза. Температура в колонне 2 25—40 °С, давление 1,47—1,57 МПа. Частично очи­щенный газ выводится из колонны сверху и подается в низ абсорбционной колонны 9. На верх этой ко­лонны вводится 10—12 %-ный раствор МЭА. Уст­ройство колонны 9 аналогично устройству колонны 2; температура в колонне 9 20—40°С, давление 1,37— 1,47 МПа. Если нужно снизить содержание диок­сида углерода до 0,001 % (об.), давление на II сту­пени очистки следует повысить до 2,45—2,94 МПа.

Выходящий с низа колонны 2 насыщенный рас­твор МЭА нагревается в теплообменниках 4 до 80— 90 °С регенерированным раствором МЭА и поступает в десорбер 6. Десорбер представляет собой колонный аппарат, оборудованный 14—16 ситчатыми или же­лобчатыми тарелками и работающий при давлении 0,15—0,20 МПа. Низ колонны отгорожен глухой тарелкой, с которой раствор МЭА перетекает в кипя­тильник 8, где подогревается и с температурой около 130 °С возвращается в колонну 2 под глухую тарелку. В десорбере удаляются остатки сероводо­рода и диоксида углерода. Регенерированный рас­твор МЭА насосом 7 направляется в теплообмен­ники 4, водяной холодильник 3 и с температурой 20—30 °С возвращается в колонну 2. Туда же на­сосом 5 подается свежий раствор МЭА.

Очищенный углеводородный газ, выходящий с верха абсорбционной колонны 9, проходит газо­сепаратор 13, затем выводится с установки. Насы­щенный раствор МЭА с низа колонны 9 нагревается в теплообменниках 11 и проходит регенерацию в де­сорбере 14. Регенерированный раствор МЭА с низа десорбера 14 забирается насосом 12, прокачивается через теплообменники 11 и холодильник 10 и возвра­щается на абсорбцию в колонну 9. Низ десорбера 14 подогревается за счет тепла кипятильника 17. Вы­ходящие с верха десорбера 14 сероводород и диоксид углерода направляются в десорбер 6. Вместе с десор-бированными H^S и СОд после I ступени очистки газы проходят водяной холодильник 15, где конденси­руются водяные пары, и попадают в газоводоотдели­тель 16. С верха газосепаратора выводятся кислые газы (сероводород, диоксид углерода и примеси), а снизу — водный конденсат, который насосом 19 направляется в десорбер 6.

В результате побочных реакций моноэтаноламина с диоксидом углерода и присутствующими в углево­дородном газе кислородом, сероуглеродом, тиооксидом углерода и другими соединениями образуется сложная смесь, имеющая высокие температуры ки­пения. С сероводородом, например, в присутствии кислорода образуется тиосульфат, не регенерируе­мый в условиях очистки моноэтаноламином. Коли­чество образующихся побочных продуктов примерно 0,5 % (масс.) на циркулирующий раствор МЭА. Во избежание накопления в системе нерегенерируе­мых продуктов часть раствора МЭА с низа дееорбера 14 насосом 12 направляется на разгонку в ко­лонну 18 (часто вместо колонны ставят периодически действующий перегонный куб), куда подается рас­твор щелочи. Выделившиеся при разгонке водяные пары моноэтаноламина возвращаются в десорбер 14, остаток высококипящих продуктов сбрасывается в канализацию. Температура в отгонной колонне вверху 170°С, внизу 200°С; часто разгонку ведут в вакууме.

Расходные показатели установки очистки моноэтаноламином производительностью по сырью 170 тыс. т в год:

Водяной пар, тыс. т Электроэнергия, тыс. кВт∙ч Раствор щелочи 42 %-ной, т Вода при 25°С, тыс. м 3 Моноэтаноламин (80 %-ный), т

56,6

Содержание сероводорода и оксида углерода в газе до и после очистки:

Содержание, % (в масс.)	До очистки	После очистки
Сероводород Оксид углерода	3,34 0,67	0,0008 0,08

ВСТАВКА

Жирный газ, состоящий преимущественно из предельных углеводородов, поступает с установок первичной переработки нефти AT и АВТ, гидрокре­кинга, каталитического риформинга и некоторых других. Жирный газ, состоящий из непредельных углеводородов, поступает с установок каталитиче­ского и термического крекинга, пиролиза и коксова­ния. Состав сырья определяет режим процесса, причем это влияние состава сырья одинаково при фракционировании предельных и непредельных угле­водородов. Наибольшее влияние на работу фракци­онирующего абсорбера оказывает изменение кон­центрации углеводородов Q — Сз в жирном газе. Например, с повышением содержания углеводоро­дов Сз в сырье необходимо увеличить расход абсор­бента на 10—15 % (масс.). Кроме того, следует повысить расход водяного пара в подогревателе колонны для отпаривания большего количества про­пана и усиления режима охлаждения при конденса­ции паров с верха этой колонны, а также перевода питания колонны на лежащие выше тарелки.

Технологическая схема установки приведена на рис. VI-2. Компримированный в две ступени (на схеме не показано) до давления 1,2—2,0 МПа жирный газ поступает в среднюю часть фракциони­рующего абсорбера 3. Несколькими тарелками выше из резервуарного парка сырьевым насосом подается по одному из трех вводов (в зависимости от содер­жания пентановых углеводородов) нестабильный бензин. Обычно в абсорбере 3 имеется 40—50 таре­лок, распределенных примерно поровну между аб­сорбционной и десорбционной секциями. Из исполь­зуемых в абсорберах тарелок наиболее эффективными являются клапанные. Применение секционирова­ния тарелок, уменьшающего эффект поперечного перемешивания, и внедрение прямоточного взаи­модействия фаз позволяет в 2—3 раза повы сить производительность оборудования. Давление во фракционирующем абсорбере — от 1,2 до 2,0 МПа.

С верха абсорбера 3 уходит сухой газ с содержа­нием углеводородов Cg —Сд не более 10—15 % (об.). В сепараторе 4 от него отделяется конденсат, а сухой газ направляется в заводскую топливную сеть. Аб­сорбер оборудован системой циркуляционных оро­шений для съема тепла абсорбции. Тепло для отпа-ривания углеводородов Q — Cg подается в низ абсорбера с помощью «горячей струи». Для этого продукт с низа абсорбера забирается насосом 1, проходит один поток трубчатой печи 5 и вводится в абсорбер 3 под первую ректификационную та­релку.

Регенерированный абсорбент (ненасыщенный ста­бильный бензин) через теплообменник 6 и холодиль­ник 2 подается на верх абсорбера в один из трех вводов (в зависимости от содержания углеводородов Ci — Cg в жирном газе и во избежание уноса абсор­бента).

Деэтанизированный бензин, насыщенный фрак­циями С₃ — Сд, после подогрева в теплообменнике 6 подается по одному из трех вводов в стабилизацион­ную колонну 7 для отделения сжиженного газа — рефлюкса (углеводороды —пропан, бутан и пентан). Пары рефлюкса (головная фракция стабилизации) с верха колонны 7, сконденсировавшись в холо­дильнике 2, поступают в приемник 9.

Тепло для отпаривания легких углеводородов от стабильного бензина вводится в низ колонны «горя­чей струёй». Для этого бензин с низа этой колонны забирается насосом 1, и часть его нагревается в змее­виках трубчатой печи 5 (второй поток) и поступает под нижнюю ректификационную тарелку колонны 7 (другая часть стабильного бензина направляется на орошение абсорбера 3). Часть конденсата из приемника 9 подается насо­сом на орошение колонны 7, а избыток — в ректи­фикационную колонну 10 для выделения фракции Сз.

В этой колонне пропановая фракция отделяется от изобутен-бутан-пентановой. Пары ее после кон­денсации в аппарате воздушного охлаждения 8 поступают в приемник 9. Часть фракции Cg через холодильник 2 выводится в товарный парк, а основ­ное количество служит орошением, подаваемым на верх колонны 10. Тепло в низ этой колонны подво­дится с помощью подогревателя 11, в трубное про­странство которого подается водяной пар. Продукт из подогревателя направляется в колонну 12 для отделения изобутан-бутановой фракции от пента-новой. Низ колонны 12 также снабжен подогрева­телем-кипятильником 11, из которого через холо­дильник 2 в сырьевой парк отводится пентановая фракция.

Пары изобутан-бутеновой фракции, сконден­сировавшись в аппарате воздушного охлаждения 8 и конденсаторе 2, поступают в приемник 9, откуда часть конденсата идет на орошение колонны 12, а остальное количество — на питание колонны 13. В колонне 13 отделяется изобутановая фракция; пары ее конденсируются в аппаратах 8 и 7, стекают в приемник 9 и, охладившись в холодильнике 2, направляются в товарный парк. Бутановая фрак­ция откачивается из кипятильника 11 через холо­дильник 2.

Технологический режим АГФУ проектной мощ­ности 417 тыс. т/год и характеристика аппаратов:

Показатели	Абсорбер 3	Колонна 7	Колонна 10	Колонна 12
Давление, МПа Кратность орошения Температура, °С верха сечения питания низа Диаметр, мм Расстояние между тарелками, мм	1,35 — —	0,93 2 : 1	1,73 3 : 1	0,59 3 : 1

1. Для получения индивидуальных фракций высокой степени чистоты (99,9 % об.) необходимо большое число ректификационных тарелок (до 200 и выше). Поэтому сооружают две колонны, работаю­щие по одноколонной схеме, причем подогреватель имеется только у первой колонны, а конденсатор-холодильник, сборник и ввод ороше­ния — у второй.

2. Увеличение давления во фракционирующем абсорбере с 1,0— 1,5 до 4,0 МПа и снижение температуры с 35—40 до минус 15—40 °С позволяет получить из сухого шза утановую фракцию и обеспечить более полное извлечение пропана (содержание пропана в сухом газе — не более 2—3 «/с об.).

3. Особенностью приведенной схемы АГФУ является совмещение стабилизации бензина с абсорбцией газа и то, что здесь абсорбентом служит стабильный бензин.

Организация стока поверхностных вод: Наибольшее количество влаги на земном шаре испаряется с поверхности морей и океанов (88‰).

Папиллярные узоры пальцев рук — маркер спортивных способностей: дерматоглифические признаки формируются на 3-5 месяце беременности, не изменяются в течение жизни.

Источник статьи: http://cyberpedia.su/12x1258b.html

Моноэтаноламиновая очистка газов от диоксида углерода. Физико-химические основы процесса и технологические особенности процесса и его аппаратурное оформление.

Принципиальная схема получения азотоводородной смеси.

2 – трубчатая печь, паровая конверсия

3 – кислородная конверсия

4 – конверсия СО

5 – очистка СО и СО₂

Для удаления из азотоводородной смеси оксидов углерода применяют абсорбционные, адсорбционные и каталитические методы очистки.

Наиболее широко применяют процессы очистки газов от СО₂ растворами моноэтаноламина (МЭА) и поташа (К₂СО₃). Эти хемосорбенты обладают высокими емкостью и селективностью. Их недостаток – большой расход теплоты на 1м 3 очищаемого газа при высокой концентрации диоксида углерода в исходной смеси.

1 стадия – поглощение СО₂ водой

2 стадия – абсорбция (диэтаноламин и моноэтаноламин, ДЭА и МЭА).

30% раствор МЭА или ДЭА.

Способ МЭА очистки основан на том, что водные растворы МЭА образуют с диоксидом углерода карбонаты и гидрокарбонаты, которые при температуре свыше 100 ᵒС диссоциируют, выделяя диоксид углерода. Процесс описывается реакциями:

Для очистки от СО₂ применяют водный раствор МЭА с концентрацией активного компонента до 20 % масс. Растворы более высокой концентрации использовать нецелесообразно по следующим причинам: резко усиливается коррозия оборудования, возрастают потери растворителя, увеличивается вязкость раствора, что ухудшает смачивание насадки и снижает коэффициент абсорбции.

При МЭА очистке основные энергетические затраты связаны с расходом теплоты на регенерацию абсорбента.

Основными технологическими параметрами очистки газа являются давление абсорбции и регенерации, температура, концентрация раствора.

Особенности схемы очистки зависят от общей схемы производства. В производстве аммиака и водорода с низкотемпературной конверсией СО очистку от СО₂ проводят под давлением 1-3 МПа до остаточного содержания диоксида углерода 0,01-1 % с последующей тонкой очисткой от СО и СО₂ метанированием.

Рис. Схема однотопочной циркуляционной абсорбционно-десорбционной установки очистки газа от диоксида углерода:

1 – абсорбер, — 2,7 – насосы, 3 – теплообменник, 4 – регенератор, 5 – кипятильник, 6 – дефлегматор, 8 – холодильник.

Очищаемый газ входит внизу в абсорбер 1, в верхнюю часть которого поступает регенерированный раствор абсорбента. Из абсорбера 1 раствор (МЭА насыщенный СО₂) с помощью насоса 2 через теплообменник 3 подают в регенератор 4. Раствор, пройдя сверху вниз регенератора 4, нагревается за счет теплоты парогазовой смеси, образующейся в кипятильнике 5. Несконденсированную в регенераторе 4 парогазовую смесь направляют в дефлегматор 6, после которого отделяют диоксид углерода от флегмы, которую возвращают на орошение регенератора. Регенерированный раствор (МЭА ненасыщенный СО₂) из нижней части регенератора направляют через теплообменник 3 и водяной холодильник 8 с помощью насоса 7 в абсорбер.

Разгонка раствора МЭА, которая предусматривается во всех современных установках, является главным средством снижения потерь амина, предотвращения вспенивания и снижения коррозии. Основное преимущество МЭА очистки – возможность почти полной абсорбции СО₂ из газа и использование аппаратуры с относительно небольшими размерами.

СН₄ – не является каталитическим ядом.

Источник статьи: http://studopedia.ru/15_48432_monoetanolaminovaya-ochistka-gazov-ot-dioksida-ugleroda-fiziko-himicheskie-osnovi-protsessa-i-tehnologicheskie-osobennosti-protsessa-i-ego-apparaturnoe-oformlenie.html