Курсовая работа (т): Проект отделения очистки конвертированного газа от оксидов углерода

Таблица 3.4 Сравнительные данные по растворимости водорода в растворах МДЭА и МЭА в зависимости от температуры

На основании проведенных исследований можно сделать вывод о том, что при замене раствора МЭА абсорбентом на основе МДЭА увеличение содержания водорода в продукционном диоксиде углерода, получаемом в отделении абсорбционной очистке агрегата синтеза аммиака, маловероятно.

Таким образом очистка конвертированного газа от углекислоты будет осуществляться 36-40 % раствором МДЭА, при пониженной температуре (около 50 оС) и при повышенном давлении 2,8 МПа.

Схема циркуляции раствора двухпоточная с соответствующим разделением абсорбера и регенератора на две секции. Применение двухпоточной схемы дает возможность сокращения затрат тепла на регенерацию раствора за счет разделения на груборегенерированный раствор с остаточным содержанием СО2 15- 30 г/дм 3 и тонкорегенерированный раствор 2-5 г/дм3 СО2.

Регенерация проводится при пониженном давлении 0,08 МПа и повышенной температуре около 105 - 110 оС.

Замена МЭА на МДЭА обеспечит экономию материальных ресурсов на очистку газа за счет:

снижения циркуляционного расхода рабочего раствора;

повышения степени насыщения рабочего раствора;

меньшей теплоты десорбции МДЭА.

Технологический газ после очистки от углекислоты раствором МДЭА подогревается до температуры 303 ± 13 оС перед тем, как он поступает в метанатор.

Назначением метанатора является полное удаление окислов углерода из синтез-газа, поскольку эти соединения являются каталитическими ядами для катализатора синтеза аммиака, а метан ведет себя как инертный газ. В качестве катализатора для метанатора применяется окись никеля, нанесенная на глинозем. Объем катализатора в метанаторе составляет 33,7 м3, что эквивалентно объемной скорости сухого газа около 5500 ч-1.

Реакция метанирования представляет собой гидрирование окислов углерода с образованием метана и воды:

СО + 3Н2 → СН4 + Н2О + 206 кДж/моль (49,3 ккал/моль)

СО2 + 4Н2 → СН4 + 2Н2О + 165,1 кДж/моль (39,43 ккал/моль)

Остаточная объемная доля окислов углерода в газе после метанатора составляет не более 10 млн-1 каждого.

4. Описание технологической схемы производства

.1 Основные стадии производства аммиака

Производство аммиака на ОАО «Гродно Азот» выполнено в одну технологическую линию с применением прогрессивной технологии и оборудования. Технологический процесс получения аммиака основан на методе каталитического риформинга Келлога под высоким давлением.

Производство аммиака состоит из следующих стадий:

-    компримирования природного газа и воздуха;

-       гидрирования органических серосоединений, содержащихся в природном газе, на кобальто-молибденовом катализаторе до сероводорода и поглощение его окисью цинка;

-       паровой конверсии метана в трубчатой печи (первичный риформинг) до содержания объемной доли метана в газе 11% и паровоздушной конверсии остаточного метана в шахтном конверторе (вторичный риформинг);

-       двухступенчатой конверсии окиси углерода на среднетемпературном и низкотемпературном катализаторах;

-       очистки конвертированного газа от двуокиси углерода абсорбцией;

-       тонкой очистки конвертируемого газа от остаточной окиси и двуокиси углерода метанированием на никелевом катализаторе;

-       компримирования синтез-газа;

-       синтеза аммиака под давлением;

-       захолаживания продукционного аммиака.

Одной из основных стадий производства аммиака является очистка конвертированного газа от СО2, так как содержащиеся оксиды углерода в конвертируемом газе являются каталитическими ядами для катализатора синтеза аммиака.

В отделении очистки неочищенный синтез-газ подвергается переработке для очистки от двуокиси и окиси углерода с получением синтез-газа высокой чистоты. Очистка газа от СО2 совершается с использованием абсорбента МДЭА.

4.2 Отделение очистки конвертированного газа от СО2 абсорбцией

Технологический газ, покидающий низкотемпературный конвертор, с температурой 237-240 оС под давлением 2,8 МПа направляется в котел пара низкого давления 1, в который подается конденсат из сепаратора 23.

В котле поз. 1 получается пар давлением 0,55 МПа и температурой 154 оС за счет тепла технологического газа, который охлаждается до температуры 163 оС.

Охлаждение технологического газа в котле поз. 1 позволяет отводить его непосредственно в кипятильник поз. 3 и исключить впрыск конденсата в поток технологического газа за конвертором НТК.

Охлажденный в котле поз. 1 технологический газ, после отделения в сепараторе поз. 2 сконденсировавшегося конденсата, направляется в кипятильник поз. 3, где отдает остальное количество тепла, требующееся для регенерации раствора МДЭА, выходящего из куба регенератора.

Выделение первой порции конденсата из технологического газа, перед тем как газ будет направлен в кипятильник 3, дает выгодное снижение перепада давления технологического газа, проходящего через кипятильник поз. 3 и теплообменник поз. 4, и в результате возможность интенсификации агрегата аммиака.

Газ охлаждается в кипятильнике поз. 3 регенератора поз. 16 до температуры не более 130 °С. Далее конвертированный газ проходит через подогреватель питательной воды поз. 4, охлаждается до температуры не более 50 °С, освобождается от конденсата в сепараторе поз. 5 и направляется на очистку от СО2 в абсорбер поз. 6.

Очистка газа от углекислого газа производится путем поглощения СО2 активированным раствором МДЭА. Регенерация насыщенного СО2 раствора протекает при подводе тепла и снижении давления.

Очистка конвертированного газа от углекислого газа проходит в колонном двухкорпусном абсорбере поз. 6, каждый корпус которого имеет по три насадочные полки, заполненные кольцами «Паля» из нержавеющей и углеродистой стали. Газ после сепаратора поз. 5 с температурой не более 50 оС поступает в нижнюю часть корпуса абсорбера, орошаемую груборегенерированным раствором.

Объемная доля двуокиси углерода в газе после прохождения им нижнего корпуса абсорбера снижается от 17,7 до 1,1 % ( в пересчете на сухой газ).

Далее газ из верхней части первого корпуса поступает в нижнюю часть второго корпуса, орошаемого тонкорегенерированным раствором. В верхнем корпусе абсорбера происходит тонкая очистка газа от СО2 до объемной доли ее в газе не более 0,005 %. Очищенный от двуокиси углерода газ после абсорбера через сепаратор поз. 7 с температурой от 60 до 80 оC и давлением не более 2,7 МПа поступает на каталитическую очистку от окиси и двуокиси углерода (метанирование).

На выходе из сепаратора максимальная объемная доля двуокиси углерода равна 0,2 %. Отделившийся в сепараторе поз. 7 конденсат поступает в качестве флегмы в регенератор поз. 16.

Выделенный из потока технологического газа после котла поз. 1 и отсепарированный в сепараторе поз. 2 технологический конденсат отводится в коллектор и дальше вместе с отбираемым из сепараторов поз. 5, 13 конденсатом собирается в емкость конденсата поз. 26.

Весь полученный в котле поз. 1 пар низкого давления направляется в инжектор поз. 25 и дальше в регенератор поз. 16. Для производства пара в котле поз. 1 используется конденсат из сепаратора поз. 23. Конденсат подается в котел поз. 1 при помощи имеющегося насоса поз. 24. Концентраты продувки из котла отводятся в нижнюю часть регенератора поз. 16.

Избыток отбираемого из сепаратора поз. 23 конденсата МДЭА направляется имеющимся трубопроводом наверх регенератора поз. 16.

Раствор, насыщенный двуокисью углерода, из нижней части абсорбера с температурой от 68-70 оС поступает в гидравлическую турбину поз. 14 для снижения давления. Развиваемая турбиной мощность (789 кВт) используется для вращения насоса груборегенерированного раствора поз. 18, который находится на одном валу с турбиной.

Регенератор поз. 16, как и абсорбер, колонный аппарат, состоит из двух частей: верхняя имеет три насадочные полки; нижняя - одну. В качестве насадки используются кольца «Паля» из углеродистой стали, нержавеющей стали, полипропилена.

Насыщенный раствор после турбины поз. 14 поступает в рекуперативный теплообменник поз. 15, где подогревается груборегенерированным раствором, идущим в абсорбер. Подогретый раствор МДЭА до 100-105 оС поступает на распределительное устройство верхней части регенератора, откуда равномерно стекает по насадке вниз навстречу поднимающимся из нижней части (куба) регенератора парам двуокиси углерода и воды. При этом происходит превращение от 40 до 50 %, насыщенного раствора в груборегенерированный раствор.

Из куба верхней части регенератора основная часть груборегенерированного раствора с температурой не более 120 оС направляется в экспандер поз. 17.

Поступающий в экспандер поз. 17 раствор МДЭА подвергается адиабатической экспансии от давления 0,18 МПа, преобладающего в средней части регенератора, до давления 0,125 МПа, поддерживаемого над уровнем жидкости в экспандере поз. 17 при помощи инжектора поз. 25. В результате адиабатической экспансии раствора происходит резкое выделение пара 0,125 МПа, который благодаря специальной конструкции экспандера 25, практически не содержит СО2. Пар из экспандера, после сжатия в инжекторе до давления 0,18 МПа поступает в нижнюю часть регенератора поз. 16 вместе с паром из кипятильника поз. 3, а также паром для привода инжектора, отбираемым из котла поз. 1.

Груборегенерированный раствор, охлажденный до температуры 110 0С в результате адиабатической экспансии в экспандере поз. 17, поступает на охлаждение в рекуперативный теплообменник поз. 15, где сам охлаждаясь до 50-60 0С, нагревает раствор, идущий на регенерацию. Затем раствор МДЭА направляется на всасывание насоса поз. 18, с нагнетания которого подается на орошение насадки нижнего корпуса абсорбера поз. 6. Насос поз. 18 представляет собой агрегат “мотор-насос-турбина” .

Экспандер поз. 17 расположен рядом с выходом груборегенерированного раствора со средней тарелки регенератора поз. 16.

Оставшаяся часть груборегенерированного раствора перетекает в нижнюю часть регенератора, где, стекая по насадке навстречу поднимающимся парам СО2 и воды, подвергается более глубокой регенерации, т.е. в нижней части регенератора происходит превращение от 20 до 30% оставшегося груборегенериванного раствора МДЭА в тонкорегенерированный. Раствор собирается в кубовой части на “глухой” тарелке, откуда поступает в кипятильник поз. 3, где нагревается до температуры не более 123 °С конвертированным газом и за счет разности удельных весов поднимается в кубовую часть под “глухую” тарелку. Регенератор рассчитан на работу при давлении в кубе равном 0,08 МПа (0,8 кгс/см2). Выделившиеся из раствора углекислый газ и водяные пары из куба регенератора через “глухую” тарелку поднимаются вверх по насадке навстречу стекающему раствору, а освободившийся от СО2 “бедный” раствор с температурой не более 123°С поступает в теплообменник поз. 19, где охлаждается до температуры от 65-70°С, нагревая деминерализованную воду. Затем насосами поз. 20 раствор подается в воздушный холодильник поз. 21, где охлаждается до температуры от 65 до 50°С и далее поступает на орошение насадки верхней части абсорбера поз. 6.

Выделившиеся при регенерации пары углекислого газа и воды, а также унесенные ими капельки раствора МДЭА после прохождения восходящим потоком через насадку обоих корпусов регенератора проходят через три сетчатые тарелки, орошаемые флегмой, где происходит очистка СО2 от раствора и снижение его температуры.

В качестве флегмы на тарелки подается конденсат после сепаратора поз. 7. Флегма, пройдя сверху вниз три ситчатые тарелки, собирается в приемном устройстве, откуда самотеком перетекает на насадку нижнего корпуса регенератора, также возможна подача флегмы непосредственно в кубовую часть на “глухую” тарелку. После ситчатых тарелок СО2 с температурой 90 °С выходит из регенератора и направляется на охлаждение в воздушный холодильник 22, где охлаждается до температуры 65 0С.

Антипенная присадка «Ucon» или «Лапрол» готовится в баке, снабженном мешалкой и насосом, вводится в систему циркуляции в три точки: на всас насосов 20; в линию насыщенного раствора - после гидротурбины поз. 14 и на всас насосов поз. 18.

Технологический газ, очищаемый в абсорбере 6 до уровня 0,005% СО2, отводится через сепаратор в узел метанирования.

Регулирование температуры углекислого газа после воздушного холодильника поз. 22 осуществляется с помощью регулятора, который изменяет положение жалюзей на охлаждающем воздухе.

В воздушном холодильнике парогазовая смесь охлаждается до температуры от 30 до 50 °С и поступает в сепаратор поз. 23, откуда направляется в скруббер-охладитель. В скруббере-охладителе происходит дальнейшее охлаждение углекислого газа до температуры не более 40 °С. Охлажденная двуокись углерода из верхней части скруббера сбрасывается в атмосферу через шлемовую трубу, или может выдаваться потребителям (карбамид-3 и карбамид-4). Давление в системе регенерации раствора МДЭА поддерживается в пределах от 0,02 до 0,042 МПа (от 0,2 до 0,42 кгс/см2).

4.3 Каталитическая очистка технологического газа от СО и СО2

Технологический газ после очистки от углекислоты раствором МДЭА поступает в теплообменник поз. 8, где нагревается от 70 до 120 оС синтез-газом после первой ступени компрессора, затем нагревается до температуры от 290 до 316 0С в подогревателе поз. 9 газом, выходящим из котла-утилизатора, и направляется в метанатор поз. 10 для тонкой очистки газа от окислов углерода, т.к. они являются каталитическими ядами для катализатора синтеза аммиака. В качестве катализатора метанирования применяется окись никеля, нанесенная на глинозем. Объем катализатора в метанаторе поз. 10 составляет 33,7 м3. Реакция представляет собой гидрирование окислов углерода с образованием метана и воды и выделением тепла.

Газ с давлением не более 2,7 МПа (27,0 кгс/см2) и температурой 303±13 оС проходит сверху вниз через слой катализатора и с температурой не более 370 оС выходит из метанатора. Остаточная объемная доля окислов углерода (СО и СО2 ) в газе после метанатора составляет не более 10 млн-1 каждого.

После метанатора синтез-газ поступает в подогреватель питательной воды поз. 11. Максимальная температура газа 375 оС перед подогревателем поз. 11, нагревая питательную воду высокого давления от 126 до 313 оС синтез- газ охлаждается до температуры от 130 до 145 оС. Дальнейшее охлаждение синтез-газа до температуры в пределах от 35 до 50 оС и конденсация водяных паров, образовавшихся в результате реакции метанирования, происходит в воздушном холодильнике поз. 12.

Перед холодильником поз. 12 вводится жидкий аммиак для связывания двуокиси углерода.

Отделение сконденсировавшейся влаги из синтез-газа происходит в сепараторе поз. 13. Технологический конденсат выводится из сепаратора и направляется в систему разгонки газового конденсата. Синтез-газ после сепаратора поз. 13 поступает на нагнетание компрессора.

5. Расчет материальных и тепловых балансов производства