1
UNIVERSITATEA PETROL ŞI GAZE PLOIEŞTI
FACULTATEA TEHNOLOGIA PETROLULUI ŞI PETROCHIMIEI
SPECIALIZARE INGINERIA ŞI PROTECŢIA MEDIULUI IcircN INDUSTRIE
DISCIPLINA PURIFICAREA GAZELOR INDUSTRIALE
TEMA PROIECTUL TEHNOLOGIC AL UNEI INSTALAŢII DE ELIMINARE A
HIDROGENULUI SULFURAT DINTR-UN FLUX DE METAN PRIN ABSORBŢIE IcircN
SOLUŢIE APOASĂ DE MEA URMATĂ DE FRACŢIONARE
Coordonator
Conf Dr Ing Mihaela Neagu
Student
Ene Marius Ion
PLOIEŞTI ndash 2015
2
CUPRINS
Tema proiectuluihelliphelliphelliphelliphelliphelliphelliphelliphelliphelliphelliphelliphelliphelliphelliphelliphelliphelliphelliphelliphelliphelliphelliphelliphellip 3
1 PROIECTAREA TEHNOLOGICĂ A COLOANEI DE ABSORBŢIEhelliphelliphelliphellip 4
11 Calculul debitelor şi concentraţiilor fluxurilor din coloana de absorbţiehelliphelliphelliphellip 6
12 Bilanţ termic pe coloana de absorbţiehelliphelliphelliphelliphelliphelliphelliphelliphelliphelliphelliphelliphelliphelliphelliphelliphellip 8
13 Determinarea numărului de talere teoretice din coloana de absorbţiehelliphelliphelliphelliphellip 12
14 Dimensionarea coloanei de absorbţiehelliphelliphelliphelliphelliphelliphelliphelliphelliphelliphelliphelliphelliphelliphelliphelliphellip 14
141 Diametrul coloanei de absorbţiehelliphelliphelliphelliphelliphelliphelliphelliphelliphelliphelliphelliphelliphelliphelliphelliphelliphelliphellip 14
142 Icircnălţimea coloanei de absorbţiehelliphelliphelliphelliphelliphelliphelliphelliphelliphelliphelliphelliphelliphelliphelliphelliphelliphelliphellip 15
15 Calculul pierderilor de absorbanthelliphelliphelliphelliphelliphelliphelliphelliphelliphelliphelliphelliphelliphelliphelliphelliphelliphelliphellip 16
2 PROIECTAREA TEHNOLOGICA A COLOANEI DE DESORBŢIEhelliphelliphelliphellip 18
21 Bilanțul termic și regimul de temperaturihelliphelliphelliphelliphelliphelliphelliphelliphelliphelliphelliphelliphelliphelliphelliphellip 19
22 Determinarea numărului de talere teoretice din coloana de desorbţiehelliphelliphelliphelliphellip 23
23 Dimensionarea coloanei de desorbţiehelliphelliphelliphelliphelliphelliphelliphelliphelliphelliphelliphelliphelliphelliphelliphelliphellip 26
231 Diametrul coloanei de desorbţiehelliphelliphelliphelliphelliphelliphelliphelliphelliphelliphelliphelliphelliphelliphelliphelliphelliphelliphellip 26
232 Icircnălţimea coloanei de desorbţiehelliphelliphelliphelliphelliphelliphelliphelliphelliphelliphelliphelliphelliphelliphelliphelliphelliphelliphellip 29
24 Determinarea necesarului de agenți termici din instalațiehelliphelliphelliphelliphelliphelliphelliphelliphellip 30
241 Calculul schimbului termic absorbant sărac-absorbant bogathelliphelliphelliphelliphelliphelliphelliphellip 30
242 Determinarea necesarului de apă de răcire la răcitorul suplimentarhelliphelliphelliphelliphelliphellip 31
243 Determinarea necesarului de abur saturat la refierbătorhelliphelliphelliphelliphelliphelliphelliphelliphelliphellip 32
3 AUTOMATIZAREA INSTALAŢIEI DE ELIMINARE A HIDROGENULUI
SULFURAThelliphelliphelliphelliphelliphelliphelliphelliphelliphelliphelliphelliphelliphelliphelliphelliphelliphelliphelliphelliphelliphelliphelliphelliphelliphelliphelliphellip
33
4 BIBLIOGRAFIE
5 ANEXE
3
PROIECTUL TEHNOLOGIC AL UNEI INSTALAŢII DE ELIMINARE A
HIDROGENULUI SULFURAT DINTR-UN FLUX DE METAN PRIN ABSORBŢIE IcircN
SOLUŢIE APOASĂ DE MEA URMATĂ DE FRACŢIONARE
TEMA PROIECTULUI
Să se icircntocmească proiectul tehnologic al unei instalaţii de eliminare a H2S prin
absorbţie icircn soluţie apoasă de MEA
Date de intrare
Gazul impurificat metan
Debit de alimentare 230000 Nm3zi
Concentraţia H2S intrare 8 vol
ieşiregrad de absorbţie 98
Concentraţia soluţiei apoase de MEA 15 masă
Gradul de icircncărcare al absorbantului sărac X0 = 005 kmol H2Skmol MEA
Parametrii de lucru in coloana de absorbţie
Presiune 5 bar
Temperatura de intrare gaz impurificat 25 ordmC
Temperatura de intrare absorbant sărac 30 ordmC
Parametrii de lucru icircn coloana de desorbţie
Presiune la vacircrf 12 bar
Presiune la bază 14 bar
Temperatura icircn refierbător 115 ordmC
Temperatura refluxului 60ordmC
Raţia de reflux 31
Tipul de colonă de absorbţie talere cu supape
Tipul de coloană de desorbţie talere cu supape
Se cere să se determine
Bilanţurile materiale pe cele două coloane
Bilanţurile termice pe cele două coloane
Icircnăltimea şi diametrul celor două coloane
Necesarul de utilităţi
Pierderile de amină şi apă
Se va alcătui schema tehnologică şi de automatizare a instalaţiei
4
1 PROIECTAREA TEHNOLOGICĂ A COLOANEI DE ABSORBŢIE
Proiectarea tehnologică a unei astfel de coloane constă icircn stabilirea necesarului de
echilibre a diametrului şi icircnălţimii
Operaţia de absorbţie are rolul de a a elimina din fluxul de gaz impurificat hidrogenul
sulfurat (H2S) folosind ca absorbant soluţia apoasă de monoetanol-amină (MEA) de diferite
concentraţii Icircn cadrul acestui proiect gazul impurificat cu H2S este metanul iar ca absorbant s-a
folosit soluţie apoasă de MEA de concentraţie 15 masă
Fluxurile din coloana de absorbţie şi concentraţiile lor sunt cele prezentate icircn figura 1
Figura 1 Fluxurile şi concentraţiile lor icircn coloana de absorbţie
Semnificaţia simbolurilor este
G0 ndash debitul de gaz purtător (metan) kmolih
5
L0 ndash debitul de absorbant (MEA) kmolih
Yn+1 Y1 ndash concentraţiile solutului (H2S) icircn gazul purtător exprimate ca raport molar kmoli
solut kmol gaz purtător la intrarea respectiv ieşirea din coloană
X0 Xn ndash concentraţiile solutului (H2S) icircn absorbant exprimate ca raport molar kmoli solutkmol
absorbant la intrarea respectiv la ieşirea din coloană
Tn+1 T1 ndash temperaturile fluxului de gaz la intrarea respectiv la ieşirea din coloană
T0 Tn ndash
temperaturile fluxului de absorbant la intrarea respectiv la ieşirea din coloana de
absorbţie
Algoritmul de calcul al coloanei de absorbţie are următoarele etape
1 - Se determină debitele şi concentraţiile fluxurilor din coloana de absorbţie Din datele
iniţiale de proiectare se calculează debitul molar G0 şi concentraţiile Yn+1 Y1 (ca rapoarte
molare)
2 ndash Se calculează temperatura medie pe coloana de absorbţie şi la această temperatură se
obţin datele de echilibru pentru sistemul solut-absorbant Se alege o concentraţie Xn astfel icircncacirct
la determinarea numărului de talere teoretice prin metoda grafică să rezulte un număr rezonabil
de talere
3 ndash Se calculează debitul molar L0 prin bilanţ material pe componentul solut icircn jurul
coloanei de absorbţie
0 n 1 0 0 0 1 0 nG Y L X G Y L X (11)
n 1 10 0
n 0
Y YL G
X X
(12)
4 ndash Se verifică temperatura din baza coloanei prin bilanţ termic
5 ndash Se calculează debitele parţiale ale componenţilor la ieşirea din coloană şi
concentraţiile componenţilor icircn fracţii molare
6 ndash Se calculează diametrul şi icircnălţimea coloanei de absorbţie
7 ndash Se estimează pierderile de absorbant la vacircrful coloanei de absorbţie
6
11 Calculul debitelor şi concentraţiilor fluxurilor din coloana de absorbţie
Din datele de intrare se calculează debitul molar de gaz impurificat
T
230000G 427827
224 24
kmoli h
Cunoscacircnd concentraţia H2S icircn gazul purtător (metanul) se calculează debitul molar de
H2S respectiv de metan
n 1H S T H S2 2
G G y 427827 008 34226 kmoli h
0 T metanG G y 427827 092 393601 kmoli h
Se calculează raportul molar n 1Y
n 1
34226Y 00870
393601 kmol H2S kmol metan
sau
n 1n 1
n 1
y 008Y 00870
1 y 1 008
kmol H2S kmol metan
sau
n 1
8Y 00870
92 kmol H2S kmol metan
Din relaţia de definiţie a gradului de absorbţie se calculează raportul molar Y1
n 1 11 n 1
n 1
Y Y100 Y 1 Y
Y
(13)
1Y 1 098 00870 000174 kmol H2S kmol metan
Concentraţia H2S icircn absorbantul sărac se cunoaşte din datele de proiectare
0 2X 005 kmoliH S kmoliMEA
Concentraţia Xn se alege astfel icircncacirct la determinarea numărului de talere teoretice prin
metoda grafică să rezulte un număr rezonabil de talere
n 2Se consider X 06 kmoliH S kmoliMEAă
7
Debitul molar de absorbant L0 se calculează prin bilanţ material icircn jurul coloanei de
absorbţie conturul I din figura 1 cu relatia (12)
0
00870 000174L 393601 610153kmoli h
06 005
0L 610153kmoli h 6108 3726815kg hMEA
Se calculează debitele parţiale ale componenţilor icircn fiecare flux la intrarea şi ieşirea din
coloană şi concentraţiile componenţilor icircn fracţii molare
Debite şi concentraţii icircn fluxul de gaz bogat la intrarea icircn coloană
0G 393601kmoli h 393601 16 6297616 kgh metan
n 1H S2
G 34226 34 1163684 kgh H2S
n 1T 0 H S2
G G G 6297616 1163684 7461300 kgh gaz bogat
Debite şi concentraţii icircn fluxul de gaz sărac la ieşirea din coloană
0G 393601kmoli h 393601 16 6297616 kgh metan
1H S 0 12
G G Y 393601 000174 0685 kmolih H2S
1H S2
G 0685kmoli h 34 2329 kgh H2S neabsorbit
11 0 H S2
G G G 393601 0685 394286 kmolih gaz sărac
11 0 H S2
G G G 6297616 2329 6320906 kgh gaz sărac
1
0685y 000174
393601 0685
fracţii molare H2S
Debite şi concentraţii icircn absorbantul sărac la intrarea icircn coloană
0L 610153kmoli h 6108 3726815 kgh MEA
Cunoscacircnd concentraţia soluţiei de amină (15 masă) se poate calcula debitul de soluţie apoasă
de MEA
0s
100L 3726815 24845433
15 kgh soluţie MEA
8
Soluţia apoasă de MEA este alcătuită din
3726815 kg h MEA iş
24845433 3726815 21118618 kg h ap 1173257kmoli h apă ă
1H S 0 02
L L X 610153 005 30508 kmol h H2S
1H S2
L 30508 34 103727 kg h H2S
1 10 0 H SS 2
L L L 610153 30508 640661 kmolh
1 10 0 H SS S 2
L L L 24845433 103727 2494916 kgh soluţie absorbant sărac
MEA
610153x 00494
610153 1173257
fracţii molare MEA
apa MEAx 1 x 1 00494 09506 fracţii molare apă
Debite şi concentraţii icircn absorbantul bogat la ieşirea din coloană
nH S 0 n2
L L X 610153 06 36609 kmolih H2S
nH S2
L 36609 34 1244706 kgh H2S
n n0 0 H SS 2
L L L 610153 36609 97624 kmoli h
n n0 0 H SS 2
L L L 24845433 1244706 26090139 kgh soluţie absorbant bogat
n
36609x 0375
610153 36609
fracţii molare H2S
12 Bilanţ termic pe coloana de absorbţie
Din datele inițiale de proiectare se cunoaște temperatura de intrare a gazului impurificat
n 1T respectiv a absorbantului sărac oT
Icircn funcție de acestea se estimează temperatura la vacircrful coloanei 1T respectiv
temperatura la baza coloanei nT astfel
9
0
1 0T T 5 10 C (14)
0
n n 1T T 10 30 C (15)
Cu relațiile (14) și (15) se estimează temperatura T1 respectiv temperatura Tn
0
1T 30 6 36 C
0
nT 25 25 50 C
Icircn scopul verificării temperaturii Tn din baza coloanei de absorbtie se efectuează un
bilanț termic pe conturul I din figura 1 conform următoarei relații
TT T T T TTn 1 n 1 1 1 R0n 1 n 1 1 1 nn0 0 0 0G L G LS s0 0 0 0
G H G H L h G H G H G h L h (16)
unde
n 1 10 0G G reprezintă debitul de gaz purtător la intrarea ieşirea din coloană kgh
T Tn 1 1G G0 0
H H reprezintă entalpia icircn fază vapori a gazului purtător la temperatura Tn+1 respectiv T1
kJ kg
n 1 1G G reprezintă debitul de H2S la intrarea ieşirea din coloană kg h
T Tn 1 1H H reprezintă entalpia icircn fază vapori a H2S la temperatura Tn+1 respectiv T1 kJ kg
0SL reprezintă debitul soluţiei de absorbant sărac kg h
T T0 nL L0 0
h h reprezintă entalpia icircn faza lichid a absorbantului la temperatura T0 respectiv Tn
kJ kg
RG reprezintă debitul de H2S absorbit kg h
Tnh reprezintă entalpia icircn faza lichid a H2S absorbit la temperatura Tn kJ kg
Consideracircnd că atacirct gazul purtător cacirct şi soluţia de absorbant au aceeaşi compoziţie la
intrarea şi ieşirea din coloană bilanţul termic (16) se poate scrie
T T1 n 10 0 pGo 1 n 1G G0 0
G H H G c T T (17)
T T0 00 0 pGo n 0L LS S0 0
L h h L c T T (18)
10
unde
pG
0
c reprezintă căldura specifică medie izobară a etanului kJ kg0C care se calculează cu
relaţii din literatură
pL0
c reprezintă căldura specifică medie a soluţiei de absorbant kJkg0C care se citeşte din
literatură
De asemenea ținacircnd seama de căldura de reacție ΔHR și de faptul că G1 este foarte mic
și se poate neglija relația (16) se reduce la forma
RR pGo 1 n 1 0 pLo n 0S
G H Gc T T L c T T (19)
RR 0 pLo 0 pGo 1 n 1S
n b
0 pGos
G H L c T Gc T TT T
L c
(110)
Temperatura Tn se verifică cu relația de bilanț termic (110) icircn care debitele fluxurilor
inplicate au fost calculate anterior și anume
0G 393601kmol h 393601 16 6297616 kg h
SoL 24845433 kg h soluţie MEA
RH S 0 n 1 12
G G Y Y 393601 00870 000174 33558 kmoli h H2S
RH S2
G 33558 34 1140972 kg h H2S reacţionat
Căldura specifică medie izobară a gazului purtător (metanul) pGoc se calculează la
temperatura medie aritmetică icircntre T1 şi Tn+1 cu relația
T 2 3
pc A B T C T D T
unde ABCD ndash constante specifice gazului purtător (metanul) care sunt tabelate icircn literatură
01 n 1T T 36 25T 305 C 273 305 3035
2 2
K
11
A= 120286 102
B= 325640
C= 07481610-3
D= - 707198 10-7
tan
305 2 3 2 7 3120286 10 325640 3035 074816 10 3035 ( 707198) 10 3035
22368 2237 0 6
epc
J kg K kJ kg K
Căldura specifică medie a soluţiei de absorbant pLoc se citeşte din grafice la temperatura
medie aritmetică icircntre T0 şi Tn
00 nT T 30 50T 40 C
2 2
Se obține
042 Cp
L0
c 4 kJ kg 0C
Căldura de reacție a H2S cu MEA se citește din tabele din literatură Se obține
ΔHR= 1910 kJ kg
Aplicacircnd relația (110) se obține
n b
1140972 1910 24845433 4 32 6297616 1775 36 25T T
24845433 4
0n bT T 5169 C
Valoarea temperaturii icircn baza coloanei de absorbţie obţinută prin calcul este icircn bună
concordanţă cu valoarea propusă Tn = 500C şi deci calculul temperaturii Tn se consideră icircncheiat
Se calculează temperatura medie pe coloană ca medie aritmetică icircntre T1 şi Tn
1 nm
T T 36 50T 43
2 2
0C
12
13 Determinarea numărului de talere teoretice din coloana de absorbţie
Numărul de talere teoretice se determină prin metoda grafică simplificată şi se parcurg
următoarele etape
- la temperatura medie pe coloană şi pentru valori de X cuprinse icircntre X0 şi Xn se citesc
din grafice din literatură valorile presiunii parţiale H2S
- din legea lui Dalton se calculează fracţiile molare ale H2S care apoi se transformă icircn
rapoarte molare Y
- curba de echilibru Y-X se reprezintă icircn grafic semilogaritmic
- se fixează coordonatele punctelor prin care trece dreapta de operare A(X0Y1) şi
B(YnYn+1)
Se alege Xn=06 kmoli H2S kmol MEA
X0= 005 kmol H2S kmol MEA
Yn+1= 00870 kmol H2S kmol metan
Y1= 000174 kmol H2S kmol metan
- pentru reprezentarea dreptei de operare icircn grafic semilogaritmic sunt necesare şi alte
puncte intermediare icircn afara punctelor extreme A şi B Icircn ecuaţia dreptei de operare
se dau valori lui Y icircntre X0 şi Xn şi se calculează valorile lui Y
- se reprezintă icircn acelaşi grafic icircn coordonatele Y-X atacirct curba de echilibru cacirct şi
curba de operare şi se duc orizontale şi verticale pornind de la punctul B pacircnă la A
Numărul de orizontale reprezintă necesarul de echilibre pentru absorbţia respectivă
13
Tabelul 11 Calculul curbei de echilibru pentru coloana de absorbţie a H2S icircn soluţie de
MEA 15 masă P= 5 bar
X 2kmolH S
kmolMEA 2H Sp bar y= H S2
p P yY
1 y
kmolH2Skmol metan
005 16 10-4
32 10-5
32 10-5
01 59 10-4
118 10-4
118 10-4
02 39 10-3
78 10-4
78 10-4
03 115 10-3
23 10-3
23 10-3
04 45 10-2
9 10-3
908 10-3
05 69 10-2
14 10-2
142 10-2
06 98 10-2
19 10-2
19 10-2
Presupunem Xn = 06 kmol H2S kmol MEA
0L 610153 kmol h MEA
0G 393601 kmol h metan
Tabelul 12 Calculul curbei de operare pentru coloana de absorbţie a H2S icircn soluţie de
MEA 15 masă
X kmol H2S kmol MEA 0
n n 1
0
LY X X Y
G kmol H2S kmol metan
X0= 005 Y1 = 000174
01 000949
02 00250
03 00405
04 00560
05 00715
Xn=06 Yn+1 = 00870
Din graficul din Anexa 1 obţinem un număr de talere Ntt = 175
14
14 Dimensionarea coloanei de absorbţie
141 Diametrul coloanei de absorbţie
Coloana de absorbţie este echipată cu talere cu supape
Calculul diametrului se face conform metodologiei Glitsch
Debitele implicate icircn relaţii au fost calculate icircn subcapitolul11
TG = 7461300 kgh gaz bogat
n0s
L = 26090139 kgh soluţie absorbant bogat
Masa molară medie a gazului bogat se calculează cu relația (111)
Mv= metan me tan H S H S2 2 M y M y (111)
Mv = 16 092 34 008 1744 kg kmol
Densitatea vaporilor se calculează cu relaţia (112)
3v
v
n 1
P M 5 17443526kg m
R T 0083 273 25
(112)
Aplicacircnd legea generală a gazelor se calculează debitul volumic de vapori
37461300V 0588m s
3526 3600
Densitatea soluţiei de MEA la ieşirea din coloană se citeşte din grafice din literatură la
temperatura din bază (se neglijează contribuţia H2S absorbit la densitatea soluţiei de absorbant)
ρl = 992 kgm3
Se calculează debitul maxim de vapori corectat cu relația (113)
05
vc
l v
V V
(113)
05
3c
3526V 0588 00351 m s
992 3526
Se calculează debitul volumic de soluţie de absorbant
26090139L 0438
992 60
m
3 min
Din grafice din literatură se citeşte CAF pentru ρv= 2074 kgm3 şi s = 06 m şi se obţine
CAF = 042
15
Se aplică următoarele relaţii
LB 005575
NP FI FS CAF
(114)
C
d
328VLC
30 v FI FS CAF
(115)
05
2
c
B B 314CD
1571
(116)
unde NP=1 FIcirc=07FS=07CAF=042 vd= 012
0438B 005575 0118
1 07 07 042
0438 328 00788C 1378
30 012 07 07 042
05
2
c
0118 0118 314 1378D 1617m
1571
142 Icircnălţimea coloanei de absorbţie
Icircnălţimea coloanei de absorbţie echipată cu talere cu supape se calculează cu relaţia
c TR V bI N 1 s I I (117)
NTR ndash numărul de talere reale din coloană se calculează după calculul eficacităţii medii globale
Icircn lipsa datelor generale de eficacitate Em sau a unor relaţii care să icircnglobeze efectul tuturor
factorilor care influenţează eficacitatea talerelor se recomandă ca Em să se estimeze icircn jur de
15
s ndash distanţa icircntre talere se alege 06 m
16
Icircv ndash icircnălţimea de la ultimul taler la vacircrful coloanei se alege 1 m
Icircb ndash icircnălţimea de la baza coloanei la primul taler din bază se alege 15 m
TTTR
m
N 175N 11667 12
E 015 talere reale
cI 12 1 06 1 15 91 m
15 Calculul pierderilor de absorbant
La vacircrful coloanei de absorbţie au loc pierderi de absorbant datorită antrenărilor cu gaz
inert Aceste pierderi se calculează cu relaţia
c
i ii 1
p 1 c
i ii 1
K xL G
1 K x
(118)
pL - reprezintă debitul molar de absorbant (apă şi amină) pierdut pe la vacircrful coloanei de
absorbţie
1G - debitul de gaz purificat de la vacircrful coloanei de absorbţie kmolih
ix - fracţia molară a componentului i din amestecul absorbant
iK - constanta de echilibru a componentului i din amestecul absorbant la temperatura şi
presiunea de la vacircrful coloanei
Debitul molar de gaz purificat de la vacircrful coloanei de absorbţie precum şi fracţiile
molare ale apei şi MEA icircn amestecul absorbant sunt calculate anterior Constantele de echilibru
ale apei şi MEA icircn amestecul absorbant la temperatura şi presiunea de la vacircrful coloanei sunt
2
apa
5
a min
K 1182 10
K 70605 10
5 5
p 5 5
1182 10 09506 70605 10 00494L 393601 4474
1 1182 10 09506 70605 10 00494
kmolih
17
Funcţiile molare icircn faza vapori se calculează cu relaţia
i i iY K x (119)
2
apay 1182 10 09506 00112 fracţii molare
5
aminay 70605 10 00494 000000349 fracţii molare
Pierderile din fiecare component al absorbantului sărac se calculează cu relaţiile
apap p 1 apaL L G y (120)
a min ap p 1 a minaL L G y (121)
yapă yamină ndash fracţiile molare icircn fază vapori
apapL 4474 393601 00112 4458 kmolih
apapL 80244kg h 1925856 kgzi
a min apL 4474 393601 000000349 0001385 kmolh
a min apL 00857kg h 20569 kgzi
Pentru completarea pierderilor de absorbant schema tehnologică a instalaţiei de
eliminare a H2S va fi prevăzută cu vas de completare cu absorbant
18
2 PROIECTAREA TEHNOLOGICĂ A COLOANEI DE DESORBŢIE
Realizarea unui anumit grad de stripare a gazului acid din soluția de absorbant bogat ce
alimentează coloana de absorbție pentru un debit de abur de stripare dat un număr de talere sau
un strat de umplutură de o anumită icircnălțime Calculul acestora se face icircn funcție de numărul de
talere teoretice Pentru determinarea numărului de talere teoretice se aplică metoda grafică
simplificată iar datele de echilibru se obțin la temperaturi medii mari specifice operațiunii de
desorbție
Icircn practica industrială striparea gazelor acide (și icircn special a H2S) se face cu abur
indirect folosind un refierbător Aburul de stripare care părăsește coloana de vacircrf se condensează
și se reicircntoarce icircn coloană ca reflux
Fluxurile din coloana de stripare şi concentraţiile lor sunt cele simbolizate icircn figura 2
QC
QR
I
V yb
Lrsquox1
L x T0 0 B
TB
V y0 v vT
L x T0 n f
H S2
II
Figura 2 Fluxurile şi concentraţiile lor icircn coloana de stripare
19
Icircn figura 2 semnificaţia simbolurilor este
Lo- reprezintatilde fluxul absorbant kmolih
LR ndash refluxul concentrate icircn apatildekmolih
Xn ndash concentraţia H2S icircn absorbantul bogat kmoli H2S kmol MEA
Xo ndash concentraţia H2S icircn absorbantul sărac kmoli H2S kmol MEA
YB- ndash concentraţia H2S icircn abur la ieşirea din refierbatildetor kmol H2S kmol abur
Yv- ndash concentraţia H2S icircn abur la ieşirea din coloanatilde kmol H2S kmol abur
Algoritmul de calcul al coloanei de desorbție are următoarele etape
1 se determină temperatura la vacircrful coloanei se efectuează bilanțul termic pe coloană
și se calculează debitul de vapori de stripare precum și consumul de abur la
refierbător
2 se calculează temperatura medie pe coloana de desorbție și la această temperatură se
obțin datele de echilibru pentru sistemul solut-absorbant
3 se determină diametrul și icircnălțimea coloanei cu metodologia specifică tipului de
dispozitive de contactare (talere sau umplutură)
21 Bilanțul termic și regimul de temperaturi
Pentru determinarea temperaturii la vacircrful coloanei de desorbţie se pleacă de la faptul că icircn
condiţii de echilibru presiunea parţială a aburului (component majoritar la vacircrful coloanei) este egală cu
presiunea de vapori a apei Presiunea parţială a solutului ( H S2p ) este dată de legea lui Dalton
2
Tv
H S v abur apaP P y P (21)
unde PV reprezintă presiunea la vacircrful coloanei de desorbţie bar (din datele de proiectare)
20
TvapaP - presiunea de vapori a apei la temperatura de vacircrf
yabur - reprezintă fracţia molară de abur calculată cu relaţia (22)
Rabur R
R H S2
Ly
L G
(22)
LR ndash debitul de reflux calculat cu relaţia (23)
RR H S2
L R G (23)
R ndash raţia de reflux (din datele de proiectare)
RH S2
G - debitul de H2S absorbit kmoli
RL 3 33558 100674 kmolh 1812132kgh apă
abur
100674y 075
100674 33558
fracţii molare abur
TvH S apa2
p 12 075 09bar 750 675 mmHg P
Temperatura la vacircrf se calculează cu relaţia lui Antoine (24)
v
Tvapa
TC
BAlnP
(24)
unde
ABC reprezintă constantele lui Antoine pentru apă
ln v
v
381644675 183036 T 97 C
4613 T
Temperatura de intrare Tf a absorbantului bogat icircn coloană este egală cu temperatura
de ieşire după schimbul de căldură cu absorbantul sărac de la baza coloanei de desorbţie se alege
Tf =80ordmC
21
Temperatura medie pe coloană se calculează ca media aritmetică icircntre temperatura
din vacircrf şi temperatura din bază (din datele de proiectare)
0B Vm
T T 115 97T 106 C
2 2
Presiunea medie se calculează ca medie aritmetică icircntre presiunea din vacircrf şi
presiunea din bază (din datele de proiectare)
B Vm
P P 12 14P 13bar
2 2
Pentru stabilirea sarcinii termice a refierbătorului respectiv consumul de abur VB se
efectuează un bilanţ termic pe coloana de desorbţie conform conturului I din figura 2
T TT T T TR RV Vf f R B0s H S R B 0 H S 0sL H S L V H S L2 2os 2 R o 2 os
L h G h L h Q V H G H L h (25)
unde
f
os
T
Lh - entalpia soluţiei de absorbant la temperatura Tf kJk
0V - debitul de vapori de apă de la vacircrful coloanei kgh
V
o
T
VH - entalpia vaporilor de apă la temperatura TV kJkg
RL - debitul de reflux (apă) (V0=LR) kgh
R
R
T
Lh - entalpia refluxului la temperatura TR kJkg
B
os
T
Lh - entalpia soluţiei de absorbant la temperatura din refierbător kJkg
22
Relaţia (25) se poate scrie ţinacircnd seama de căldurile specifice
)TT(cL)hh(L fBp0T
L
T
L0S0LS
f
S0
B
S0S
(26)
Neglijacircnd diferenţa de temperaturi (Tv-Tf) se poate scrie
T TR R V fH S R H S H S H S2 2 2 2
G H G (H h ) (27)
Ținacircnd cont de relațiile (26) și (27) relația (25) devine
T T RV R
B 0 p B f 0 H S RV LS L0 20 RSQ L c (T T ) V (H h ) G H (28)
Se calculează sarcina termică a refierbătorului cu relația (28)
V
0
T
VH - entalpia vaporilor de apă la temperatura TV=97ordmC s-a citit din tabele din literatură kJkg
V
0
T
VH 26715 kJ kg
R
R
T
Lh - entalpia refluxului la temperatura TR=60ordmC s-a citit din tabele din literatură kJkg
R
R
T
Lh = 2511 kJkg
pLos
c -se citeşte din grafice din literatură icircn funcţie de temperatura medie aritmetică icircntre TB şi
TR şi concentraţia soluţiei de MEA
0
pLos
c 41kJ kg C
RH se citeşte din tabele din literatură icircn funcţie de tipul absorbantului
RH = 1910 kJkg
Debitele masice ale fluxurilor implicate s-au calculat anterior
BQ 24845433 41 115 80 1812132 26715 2511 1140972 1910 1013066045kJ h
23
Cunoscacircnd sarcina refierbătorului se poate calcula debitul de vapori VB
B
TV
BB
l
QV (29)
unde
BTVl reprezintă căldura latentă de vaporizare a lichidului din refierbător icircn kJkg şi se calculează
cu relaţia (210)
)y1(lyll BBBT
aminaTapa
TV (210)
BTapal - căldura latentă de vaporizare a apei la temperatura TB kJkg
BT
a minal - căldura latentă de vaporizare a aminei la temperatura TB kJkg
y ndash fracţia molară a apei icircn vaporii VB la echilibru cu soluţia apoasă de amină care se calculează
conform indicațiilor din literatură
Pentru a calcula debitul de vapori VB cu relația (29) se calculează BT
Vl cu relația (210)
Fracția molară a apei icircn vaporii VB la echilibru cu soluția apoasă de amină se determină astfel
pentru o soluţie care conţine 15 masa amină şi 85 masă apă se citeşte din grafice din
literatură compoziţia apei icircn fază vapori şi se obţine 99 masă se transformă compoziţia fazei
vapori din masă icircn fracţii molare şi se găseşte y=0997 fracţii molare apă
BT
Vl (27048 4867) 0997 892 (1 0997) 2214kJ kg
B
1013066045 4575727kg hV 254207kmol h
2214 18
Debitul de abur la refierbător GB se calculează consideracircnd că se foloseşte abur de 5
bar şi temperatura de 115ordmC
24
10130660454872618
27533 6742BG
kgh
22 Determinarea numărului de talere teoretice din coloana de desorbţie
Numărul de talere teoretice se determină prin metoda grafică simplificată bazată pe
curba de echilibru pentru sistemul H2S-MEA la temperatura și presiunea medie din coloană şi pe
dreapta de operare Curba de echilibru Y-X se calculează pornind de la valorile presiunii parţiale
H2S citite din grafice din literatură pentru diferite valori de X şi la temperatura medie pe coloana
de desorbţie Tm=106ordmC Rezultatele obținute sunt prezentate icircn tabelul 21
Tabel 21 Calculul curbei de echilibru pentru coloana de desorbţie
2XkmoliH S kmoliMEA 2H Sp bar
2H S my p p
2
Y y (l y)
kmoliH S kmolabur
X0=005 34 10 330770 10 3
BY 308 10
01 215 10 21154 10 21167 10
02 275 10 25770 10 26123 10
03 121 10 11615 10 11926 10
04 15 10 13846 10 16250 10
05 17 10 15385 10 1167
Xn=06 195 10 17308 10 2715
Dreapta de operare trece prin punctele definite de concentraţiile fluxurilor icircn contracurent
la extremităţile coloanei si anume punctul A (Xn Yf) şi punctul B (X1 Yb) Concentraţia Yf se
calculează cu relaţia (211)
25
R
RSH
fL
GY 2 (211)
f 2
33558Y 0333 kmol H S kmol abur
100674
Concentraţia Yb se citeşte din curba de echilibru X-Y la valoarea lui X0 = 005
kmoliH2SkmoliMEA Se obține Yb = 000308 kmoliH2Skmoli abur
Concentraţia X1 se stabileşte prin bilanţ material pe conturul II din figura 2
0B0
B1 XY
L
VX (212)
Concentraţia X1 se calculează cu relația (212)
1 2
245207X 000308 005 00624kmolH S kmolMEA
610153
Calculul lor se face cu ecuația dreptei de operare (213) dacircnd valorile lui X icircntre X1 și Xn
01 B
LY (X X ) Y
V (213)
Icircn relația (213) se va ține seama că icircn zona de stripare debitul de vapori scade liniar icircntre
BV și 0V S-a reprezentat ghrafic icircn anexa 3 variația liniară a debitului de vapori cu
concentrația X icircntre punctele de coordonate A (06100674) și B (00624 245207)
Din acest grafic se citesc valorile lui V pentru diferite valori ale lui X cuprinse icircntre X1 și
Xn și se introduc icircn ecuația dreptei de operare Rezultatele sunt prerzentate icircn tabelul 22
26
Tabel 22 Calculul curbei de operare pentru coloana de desorbţie
X
kmol H2S kmol MEA b1V
LYXXY 0
kmol H2S kmol abur
V(grafic hr millimetrica)
X1=00624 3
BY 308 10 245207
01 21314 10 234
02 24464 10 207
03 28499 10 181
04 11390 10 1545
05 12150 10 127
Xn=06 1
fY 333 10 100674
Se reprezintă icircn acelaşi grafic icircn coordonate Y-X atacirct curba de echilibru cacirct şi curba
de operare şi se duc orizontale şi verticale pornind de la punctul B la punctul A Numărul de
orizontale reprezintă necesarul de echilibre pentru absorbţia respectivă şi s-au obţinut 8 talere
teoretice (vezi graficul din Anexa 2)
23 Dimensionarea coloanei de desorbţie
231 Diametrul coloanei de desorbţie
Coloana de desorbţie este echipată tot cu talere cu supape de acelaşi tip ca la coloana de
absorbţie
Calculul diametrului se face atacirct icircn zona superioară cacirct şi icircn cea inferioară a coloanei de
desorbţie conform metodologiei Glitsch
Calculul diametrului icircn zona superioară
Sarcina maximă de vapori icircn zona superioară este
Rmax 0 H S2
V V G 100674 33558 134232kmoli h
Debitul maxim de lichid este
max RL L 100674 18 1812132kg h apă
27
Masa molară medie a vaporilor de la vacircrful coloanei de desorbţie se calculează cu relaţia
v H S f abur f2M M y M 1 y (214)
unde
ff
f
y 0333y 025
1 y 1 0333
fracţii molare H2S
VM 34025+18(1-025)=22 kgkmol
Densitatea vaporilor se calculează cu relaţia
vv
v
v
P M 12 220860
R T 0083 273 97
kg m
3
Debitul masic de vapori este
VG maxV V M 134232 22 2953104 kg h
Aplicacircnd legea generală a gazelor se calculează debitul volumic de vapori
max
134232 22V 0954
0860 3600
m
3 s
Densitatea soluţiei de absorbant este ρl = 975 kg m3 şi s-a citit din grafice din literatură la
temperatura Tf
Debitul maxim de vapori corectat se calculează cu relaţia (215)
05
vc
l v
V V
(215)
05
c
0860V 0954 00283
975 0860
m
3s
Debitul maxim de lichid la vacircrful coloanei este
nmax os
L L 26090139 kg h soluţie absorbant bogat
Se calculează debitul volumic de soluţie de absorbant bogat
26090139L 0446
60 975
m
3 min
Din grafice din literatură se citeşte CAF pentru ρv=0860 kgm3 şi s=06 m şi se obţine CAF=04
28
Se aplică următoarele relaţii
LB 005575
NP FI FS CAF
(216)
c
d
328VLC
30v FI FS CAF
(217)
05
2
c
B B 314CD
1571
(218)
unde NP=1 FIcirc=055 FS=07 vd= 005 ms CAF = 04
0446B 005575 0161
1 055 07 04
0446 328 00283C 0900
30 005 055 07 04
05
20161 0161 314 0900D 1586
1571
m
Calculul diametrului icircn zona inferioară
Sarcina maximă de vapori este
max BV V 245207kmol h 18 4413726 kgh
Debitul maxim de lichid este
1max os
L L 2494916 kgh soluţie absorbant sărac
Densitatea vaporilor se citeşte din literatură la temperatura din bază consideracircnd că
vaporii sunt alcătuiţi numai din abur ρv = 0965 kgm3
Se calculează debitul volumic de vapori
max
4413726V 1271
0965 3600
m
3s
Densitatea soluţiei de MEA 15 masă la temperatura de TB sbquo 1150C este
l 9404 kgm3
Se calculează debitul maxim de vapori corectat cu relaţia (215)
29
05
c
0965V 1271 00407
9404 0965
m
3s
Se calculează debitul volumic de soluţie de absorbant
2494916L 0442
9404 60
m
3 min
Din grafice din literatură se citeşte CAF pentru ρv = 0965 kgm3 şi s= 06m şi se obţine
CAF = 041
Se aplică relaţiile 216217218
0442B 005575 0156
1 055 07 041
0442 328 00407C 1140
30 005 055 07 041
05
20156 0156 314 1140Dc 1752
1571
m
Deoarece diferenţa icircntre diametrul zonei superioare şi cel al zonei inferioare nu este mai
mare de 02 m icircntreaga coloană se construieşte cu diametrul zonei inferioare
232 Icircnălţimea coloanei de desorbţie
Icircnălţimea coloanei de desorbţie se calculează cu relaţia (219)
c TR v bI N 1 s I I (219)
Eficacitatea medie globală se estimează ca fiind 25 Numărul real de talere din coloană se
calculează cu relaţia
TTTR
m
N 8N 32
E 025 talere reale
cI 32 1 06 1 15 211 m
30
24 Determinarea necesarului de agenți termici din instalație
241 Calculul schimbului termic absorbant sărac-absorbant bogat
Deoarece absorbantul sărac iese din refierbătorul de la baza coloanei de fracționare ca
lichid la punct de fierbere cu temperatura Tb= 1150C şi trebuie să intre pe la vacircrful coloanei de
absorbţie cu temperatura T0=300C se impune ca acest flux termic să fie valorificat pentru a
realiza schimbul de căldură cu absorbantul bogat care iese de la baza coloanei de absorbţie cu
temperatura Tn = 500C şi care trebuie să intre ca flux de alimentare icircn coloana de stripare la
temperatura de Tf = 800C
Temperatura Tx cu care iese absorbantul sărac din schimbul de căldură se şi apoi se
verifică prin bilanţ termic icircn jurul schimbătorului de căldură 3 din schema din anexa 4
T T Tn nb n xo 0 0 LL L Ls n 0o n 0ss s00
L h L h L h L h (220)
Deoarece icircn literatură nu există date de entalpii pentru soluţiile de amine ci numai date
de călduri specifice putem scrie următoarele relaţii
TTb x0 L 0 p b xLs 0 s0s Ls 0
L h h L c T T (221)
T Tn nf n0 0 p f nL LS 0 n Ln 0 0
L h h L c T T
(222)
Ținacircnd cont de relațiile (221) și (222) relația(220) se poate scrie
n0 p f n 0 p b xsL L0 0
L c T T L c T T (223)
unde 0sL - debitul soluţiei de absorbant sărac kgh
n0L - debitul de absorbant bogat kgh
pL0
c - căldura specifică medie a soluţiei de absorbant bogat respectiv sărac kJkg
0C se citeşte din grafice din literatură la temperatura medie a temperaturilor respective
Temperatura cu care iese absorbantul regenerat din schimbul de căldură se presupune ca fiind
0
XT 85 C și se verifică cu relația (223)
31
026090139 395 (80 50) 2494916 41(115 Tx) Tx 84776 C
Temperatura 0
XT 85 C presupusă s-a verificat deoarece relația (223) s-a verificat icircn
limita unei erori impuse (lt2)
242 Determinarea necesarului de apă de răcire la răcitorul suplimentar
Conform schemei tehnologice icircn instalaţie există un răcitor suplimentar al fluxului de
absorbant sărac cu rolul de a răci absorbantul sărac de la temperatura Tx la temperatura T0
Pentru calculul debitului de apă de răcire la răcitorul suplimentar se scrie relația (224) de
bilanț termic icircn jurul schimbătorului de căldură 2 din schema din Anexa 4
TT TT 0x eiapa apa 0 apa apa 0L Ls0 0s s
G h L h G h L h (224)
Din relaţia (224) se obține că
0 p x 0s L0apa T Te i
apa apa
L c T T
Gh h
(225)
unde T Te iapa apah h reprezintă entalpiile apei de răcire la temperatura de intrare respectiv de ieşire
icircn kJkg
Gapa ndash reprezintă debitul de apă de răcire kgh
pL0
c - reprezintă căldura specifică medie a soluţiei de absorbant sărac hJkg0C
Se citeşte din grafice din literatură la temperatura medie aritmetică a temperaturilor
respective
0575 Cp
L0
c 399 kJkg0C
Consideracircnd că apa intră cu temperatura de 280C şi iese cu 40
0C necesarul de apă de
răcire la răcitorul suplimentar se calculează cu relația (225)
apa
2494916 399 85 30G 109152575
1675 11734
kgh
32
243 Determinarea necesarului de abur saturat la refierbător
Cunoscacircnd sarcina refierbătorului coloanei de stripare se poate calcula și debitul de abur
la refierbător GB
BB T Ti e
apaabur
QG
H h
(226)
unde T Ti e
apaaburH h - reprezintă entalpia aburului apei la intrarea ieşirea icircn refierbător kJkg
care se citeşte din tabele din literatură
Consideracircnd că se foloseşte abur de 6 bar şi temperatura de 1600C debitul de abur la
refierbător GB se calculează cu relația (226)
B
1013066045G 4872618
27533 6742
kgh
33
3 AUTOMATIZAREA INSTALAŢIEI DE ELIMINARE A
HIDROGENULUI SULFURAT
Prin automatizarea instalaţiei de eliminare a H2S prin absorbţie icircn soluţie apoasă de MEA
icircn cadrul acestui proiect se icircnţelege
- implementarea structurilor de reglare a parametrilor de regim pe cele două coloane
o presiune la coloana de absorbţie
o presiune şi temperatură la coloana de desorbţie
- implementarea structurilor de reglare a debitelor
o fluxului de gaz bogat la intrarea icircn coloana de absorbţie
o fluxului de absorbant sărac la intrarea icircn coloana de absorbţie
o fluxului de absorbant bogat la intrarea icircn coloana de desorbţie
- implementarea structurilor de reglare a nivelului
o la baza coloanei de absorbţie
o la baza coloanei de desorbţie
o icircn vasul de reflux
34
BIBLIOGRAFIE
1 PROII Reference Manual
2 Marinoiu V Paraschiv N Automatizarea proceselor chimice vol 2 Editura Tehnică
1992
3 Reid RC Prausnitz JMPolingB The Properties of Gases and Liquids vol2
4 Robu V I Procese şi Aparate de Separare icircn Industria Petrolului şi Petrochimie Editura
Didactică şi Pedagogică Bucureşti 1968 pg 398
5 Şomoghi V şa Proprietăţi fizice utilizate icircn calcule termice şi fluidodinamice UPG
Ploieşti 1997
6 Strătulă C Fracţionarea Principii şi Metode de Calcul Ed Tehnică Bucureşti 1986
7 Strătulă C Purificarea gazelor Editura Ştiinţifică şi Enciclopedică Bucureşti
1984pg83131141143-148158161175-177179192255-258321-
327442451-452447-448
8 Suciu G C (coordonator) Ingineria prelucrării hidrocarburilor vol3 editura Tehnică
Bucureşti 1987 pg163
9 Suciu G C (coordonator) Ingineria prelucrării hidrocarburilor vol1 editura Tehnică
Bucureşti 1977
10 Taran C Strătulă C Procedee difuzionale de separare vol 12 IPG Ploieşti 1979
35
Anexe
Anexa 1 Determinarea numărului de talere teoretice prin metoda grafică pentru coloana
de absorbţie a H2S icircn soluţii apoase de MEA
36
Anexa 2 Determinarea numărului de talere teoretice prin metoda grafică pentru coloana
de desorbţie a H2S din soluţii apoase de MEA
37
Anexa 3 Variaţia debitului de abur de-a lungul coloanei de desorbţie
38
Anexa 4 Schema tehnologică de eliminare a H2S
39
Anexa 5 Schema automatizată a instalaţiei de eliminare a H2S
40
Anexa 6 Schema tehnologica a instalatiei clasice de eliminare a gazelor acide prin
absorbtie in solutii apoase se amine
1-coloana de absorbtie
2-racitor
3-schimbator de caldura intre solutia bogata si solutia saraca de amina
4-coloana de desorbtie
5-refierbator
6-condensator
7-vas de reflux
8-vas de completare cu absorbant
2
CUPRINS
Tema proiectuluihelliphelliphelliphelliphelliphelliphelliphelliphelliphelliphelliphelliphelliphelliphelliphelliphelliphelliphelliphelliphelliphelliphelliphelliphellip 3
1 PROIECTAREA TEHNOLOGICĂ A COLOANEI DE ABSORBŢIEhelliphelliphelliphellip 4
11 Calculul debitelor şi concentraţiilor fluxurilor din coloana de absorbţiehelliphelliphelliphellip 6
12 Bilanţ termic pe coloana de absorbţiehelliphelliphelliphelliphelliphelliphelliphelliphelliphelliphelliphelliphelliphelliphelliphelliphellip 8
13 Determinarea numărului de talere teoretice din coloana de absorbţiehelliphelliphelliphelliphellip 12
14 Dimensionarea coloanei de absorbţiehelliphelliphelliphelliphelliphelliphelliphelliphelliphelliphelliphelliphelliphelliphelliphelliphellip 14
141 Diametrul coloanei de absorbţiehelliphelliphelliphelliphelliphelliphelliphelliphelliphelliphelliphelliphelliphelliphelliphelliphelliphelliphellip 14
142 Icircnălţimea coloanei de absorbţiehelliphelliphelliphelliphelliphelliphelliphelliphelliphelliphelliphelliphelliphelliphelliphelliphelliphelliphellip 15
15 Calculul pierderilor de absorbanthelliphelliphelliphelliphelliphelliphelliphelliphelliphelliphelliphelliphelliphelliphelliphelliphelliphelliphellip 16
2 PROIECTAREA TEHNOLOGICA A COLOANEI DE DESORBŢIEhelliphelliphelliphellip 18
21 Bilanțul termic și regimul de temperaturihelliphelliphelliphelliphelliphelliphelliphelliphelliphelliphelliphelliphelliphelliphelliphellip 19
22 Determinarea numărului de talere teoretice din coloana de desorbţiehelliphelliphelliphelliphellip 23
23 Dimensionarea coloanei de desorbţiehelliphelliphelliphelliphelliphelliphelliphelliphelliphelliphelliphelliphelliphelliphelliphelliphellip 26
231 Diametrul coloanei de desorbţiehelliphelliphelliphelliphelliphelliphelliphelliphelliphelliphelliphelliphelliphelliphelliphelliphelliphelliphellip 26
232 Icircnălţimea coloanei de desorbţiehelliphelliphelliphelliphelliphelliphelliphelliphelliphelliphelliphelliphelliphelliphelliphelliphelliphelliphellip 29
24 Determinarea necesarului de agenți termici din instalațiehelliphelliphelliphelliphelliphelliphelliphelliphellip 30
241 Calculul schimbului termic absorbant sărac-absorbant bogathelliphelliphelliphelliphelliphelliphelliphellip 30
242 Determinarea necesarului de apă de răcire la răcitorul suplimentarhelliphelliphelliphelliphelliphellip 31
243 Determinarea necesarului de abur saturat la refierbătorhelliphelliphelliphelliphelliphelliphelliphelliphelliphellip 32
3 AUTOMATIZAREA INSTALAŢIEI DE ELIMINARE A HIDROGENULUI
SULFURAThelliphelliphelliphelliphelliphelliphelliphelliphelliphelliphelliphelliphelliphelliphelliphelliphelliphelliphelliphelliphelliphelliphelliphelliphelliphelliphelliphellip
33
4 BIBLIOGRAFIE
5 ANEXE
3
PROIECTUL TEHNOLOGIC AL UNEI INSTALAŢII DE ELIMINARE A
HIDROGENULUI SULFURAT DINTR-UN FLUX DE METAN PRIN ABSORBŢIE IcircN
SOLUŢIE APOASĂ DE MEA URMATĂ DE FRACŢIONARE
TEMA PROIECTULUI
Să se icircntocmească proiectul tehnologic al unei instalaţii de eliminare a H2S prin
absorbţie icircn soluţie apoasă de MEA
Date de intrare
Gazul impurificat metan
Debit de alimentare 230000 Nm3zi
Concentraţia H2S intrare 8 vol
ieşiregrad de absorbţie 98
Concentraţia soluţiei apoase de MEA 15 masă
Gradul de icircncărcare al absorbantului sărac X0 = 005 kmol H2Skmol MEA
Parametrii de lucru in coloana de absorbţie
Presiune 5 bar
Temperatura de intrare gaz impurificat 25 ordmC
Temperatura de intrare absorbant sărac 30 ordmC
Parametrii de lucru icircn coloana de desorbţie
Presiune la vacircrf 12 bar
Presiune la bază 14 bar
Temperatura icircn refierbător 115 ordmC
Temperatura refluxului 60ordmC
Raţia de reflux 31
Tipul de colonă de absorbţie talere cu supape
Tipul de coloană de desorbţie talere cu supape
Se cere să se determine
Bilanţurile materiale pe cele două coloane
Bilanţurile termice pe cele două coloane
Icircnăltimea şi diametrul celor două coloane
Necesarul de utilităţi
Pierderile de amină şi apă
Se va alcătui schema tehnologică şi de automatizare a instalaţiei
4
1 PROIECTAREA TEHNOLOGICĂ A COLOANEI DE ABSORBŢIE
Proiectarea tehnologică a unei astfel de coloane constă icircn stabilirea necesarului de
echilibre a diametrului şi icircnălţimii
Operaţia de absorbţie are rolul de a a elimina din fluxul de gaz impurificat hidrogenul
sulfurat (H2S) folosind ca absorbant soluţia apoasă de monoetanol-amină (MEA) de diferite
concentraţii Icircn cadrul acestui proiect gazul impurificat cu H2S este metanul iar ca absorbant s-a
folosit soluţie apoasă de MEA de concentraţie 15 masă
Fluxurile din coloana de absorbţie şi concentraţiile lor sunt cele prezentate icircn figura 1
Figura 1 Fluxurile şi concentraţiile lor icircn coloana de absorbţie
Semnificaţia simbolurilor este
G0 ndash debitul de gaz purtător (metan) kmolih
5
L0 ndash debitul de absorbant (MEA) kmolih
Yn+1 Y1 ndash concentraţiile solutului (H2S) icircn gazul purtător exprimate ca raport molar kmoli
solut kmol gaz purtător la intrarea respectiv ieşirea din coloană
X0 Xn ndash concentraţiile solutului (H2S) icircn absorbant exprimate ca raport molar kmoli solutkmol
absorbant la intrarea respectiv la ieşirea din coloană
Tn+1 T1 ndash temperaturile fluxului de gaz la intrarea respectiv la ieşirea din coloană
T0 Tn ndash
temperaturile fluxului de absorbant la intrarea respectiv la ieşirea din coloana de
absorbţie
Algoritmul de calcul al coloanei de absorbţie are următoarele etape
1 - Se determină debitele şi concentraţiile fluxurilor din coloana de absorbţie Din datele
iniţiale de proiectare se calculează debitul molar G0 şi concentraţiile Yn+1 Y1 (ca rapoarte
molare)
2 ndash Se calculează temperatura medie pe coloana de absorbţie şi la această temperatură se
obţin datele de echilibru pentru sistemul solut-absorbant Se alege o concentraţie Xn astfel icircncacirct
la determinarea numărului de talere teoretice prin metoda grafică să rezulte un număr rezonabil
de talere
3 ndash Se calculează debitul molar L0 prin bilanţ material pe componentul solut icircn jurul
coloanei de absorbţie
0 n 1 0 0 0 1 0 nG Y L X G Y L X (11)
n 1 10 0
n 0
Y YL G
X X
(12)
4 ndash Se verifică temperatura din baza coloanei prin bilanţ termic
5 ndash Se calculează debitele parţiale ale componenţilor la ieşirea din coloană şi
concentraţiile componenţilor icircn fracţii molare
6 ndash Se calculează diametrul şi icircnălţimea coloanei de absorbţie
7 ndash Se estimează pierderile de absorbant la vacircrful coloanei de absorbţie
6
11 Calculul debitelor şi concentraţiilor fluxurilor din coloana de absorbţie
Din datele de intrare se calculează debitul molar de gaz impurificat
T
230000G 427827
224 24
kmoli h
Cunoscacircnd concentraţia H2S icircn gazul purtător (metanul) se calculează debitul molar de
H2S respectiv de metan
n 1H S T H S2 2
G G y 427827 008 34226 kmoli h
0 T metanG G y 427827 092 393601 kmoli h
Se calculează raportul molar n 1Y
n 1
34226Y 00870
393601 kmol H2S kmol metan
sau
n 1n 1
n 1
y 008Y 00870
1 y 1 008
kmol H2S kmol metan
sau
n 1
8Y 00870
92 kmol H2S kmol metan
Din relaţia de definiţie a gradului de absorbţie se calculează raportul molar Y1
n 1 11 n 1
n 1
Y Y100 Y 1 Y
Y
(13)
1Y 1 098 00870 000174 kmol H2S kmol metan
Concentraţia H2S icircn absorbantul sărac se cunoaşte din datele de proiectare
0 2X 005 kmoliH S kmoliMEA
Concentraţia Xn se alege astfel icircncacirct la determinarea numărului de talere teoretice prin
metoda grafică să rezulte un număr rezonabil de talere
n 2Se consider X 06 kmoliH S kmoliMEAă
7
Debitul molar de absorbant L0 se calculează prin bilanţ material icircn jurul coloanei de
absorbţie conturul I din figura 1 cu relatia (12)
0
00870 000174L 393601 610153kmoli h
06 005
0L 610153kmoli h 6108 3726815kg hMEA
Se calculează debitele parţiale ale componenţilor icircn fiecare flux la intrarea şi ieşirea din
coloană şi concentraţiile componenţilor icircn fracţii molare
Debite şi concentraţii icircn fluxul de gaz bogat la intrarea icircn coloană
0G 393601kmoli h 393601 16 6297616 kgh metan
n 1H S2
G 34226 34 1163684 kgh H2S
n 1T 0 H S2
G G G 6297616 1163684 7461300 kgh gaz bogat
Debite şi concentraţii icircn fluxul de gaz sărac la ieşirea din coloană
0G 393601kmoli h 393601 16 6297616 kgh metan
1H S 0 12
G G Y 393601 000174 0685 kmolih H2S
1H S2
G 0685kmoli h 34 2329 kgh H2S neabsorbit
11 0 H S2
G G G 393601 0685 394286 kmolih gaz sărac
11 0 H S2
G G G 6297616 2329 6320906 kgh gaz sărac
1
0685y 000174
393601 0685
fracţii molare H2S
Debite şi concentraţii icircn absorbantul sărac la intrarea icircn coloană
0L 610153kmoli h 6108 3726815 kgh MEA
Cunoscacircnd concentraţia soluţiei de amină (15 masă) se poate calcula debitul de soluţie apoasă
de MEA
0s
100L 3726815 24845433
15 kgh soluţie MEA
8
Soluţia apoasă de MEA este alcătuită din
3726815 kg h MEA iş
24845433 3726815 21118618 kg h ap 1173257kmoli h apă ă
1H S 0 02
L L X 610153 005 30508 kmol h H2S
1H S2
L 30508 34 103727 kg h H2S
1 10 0 H SS 2
L L L 610153 30508 640661 kmolh
1 10 0 H SS S 2
L L L 24845433 103727 2494916 kgh soluţie absorbant sărac
MEA
610153x 00494
610153 1173257
fracţii molare MEA
apa MEAx 1 x 1 00494 09506 fracţii molare apă
Debite şi concentraţii icircn absorbantul bogat la ieşirea din coloană
nH S 0 n2
L L X 610153 06 36609 kmolih H2S
nH S2
L 36609 34 1244706 kgh H2S
n n0 0 H SS 2
L L L 610153 36609 97624 kmoli h
n n0 0 H SS 2
L L L 24845433 1244706 26090139 kgh soluţie absorbant bogat
n
36609x 0375
610153 36609
fracţii molare H2S
12 Bilanţ termic pe coloana de absorbţie
Din datele inițiale de proiectare se cunoaște temperatura de intrare a gazului impurificat
n 1T respectiv a absorbantului sărac oT
Icircn funcție de acestea se estimează temperatura la vacircrful coloanei 1T respectiv
temperatura la baza coloanei nT astfel
9
0
1 0T T 5 10 C (14)
0
n n 1T T 10 30 C (15)
Cu relațiile (14) și (15) se estimează temperatura T1 respectiv temperatura Tn
0
1T 30 6 36 C
0
nT 25 25 50 C
Icircn scopul verificării temperaturii Tn din baza coloanei de absorbtie se efectuează un
bilanț termic pe conturul I din figura 1 conform următoarei relații
TT T T T TTn 1 n 1 1 1 R0n 1 n 1 1 1 nn0 0 0 0G L G LS s0 0 0 0
G H G H L h G H G H G h L h (16)
unde
n 1 10 0G G reprezintă debitul de gaz purtător la intrarea ieşirea din coloană kgh
T Tn 1 1G G0 0
H H reprezintă entalpia icircn fază vapori a gazului purtător la temperatura Tn+1 respectiv T1
kJ kg
n 1 1G G reprezintă debitul de H2S la intrarea ieşirea din coloană kg h
T Tn 1 1H H reprezintă entalpia icircn fază vapori a H2S la temperatura Tn+1 respectiv T1 kJ kg
0SL reprezintă debitul soluţiei de absorbant sărac kg h
T T0 nL L0 0
h h reprezintă entalpia icircn faza lichid a absorbantului la temperatura T0 respectiv Tn
kJ kg
RG reprezintă debitul de H2S absorbit kg h
Tnh reprezintă entalpia icircn faza lichid a H2S absorbit la temperatura Tn kJ kg
Consideracircnd că atacirct gazul purtător cacirct şi soluţia de absorbant au aceeaşi compoziţie la
intrarea şi ieşirea din coloană bilanţul termic (16) se poate scrie
T T1 n 10 0 pGo 1 n 1G G0 0
G H H G c T T (17)
T T0 00 0 pGo n 0L LS S0 0
L h h L c T T (18)
10
unde
pG
0
c reprezintă căldura specifică medie izobară a etanului kJ kg0C care se calculează cu
relaţii din literatură
pL0
c reprezintă căldura specifică medie a soluţiei de absorbant kJkg0C care se citeşte din
literatură
De asemenea ținacircnd seama de căldura de reacție ΔHR și de faptul că G1 este foarte mic
și se poate neglija relația (16) se reduce la forma
RR pGo 1 n 1 0 pLo n 0S
G H Gc T T L c T T (19)
RR 0 pLo 0 pGo 1 n 1S
n b
0 pGos
G H L c T Gc T TT T
L c
(110)
Temperatura Tn se verifică cu relația de bilanț termic (110) icircn care debitele fluxurilor
inplicate au fost calculate anterior și anume
0G 393601kmol h 393601 16 6297616 kg h
SoL 24845433 kg h soluţie MEA
RH S 0 n 1 12
G G Y Y 393601 00870 000174 33558 kmoli h H2S
RH S2
G 33558 34 1140972 kg h H2S reacţionat
Căldura specifică medie izobară a gazului purtător (metanul) pGoc se calculează la
temperatura medie aritmetică icircntre T1 şi Tn+1 cu relația
T 2 3
pc A B T C T D T
unde ABCD ndash constante specifice gazului purtător (metanul) care sunt tabelate icircn literatură
01 n 1T T 36 25T 305 C 273 305 3035
2 2
K
11
A= 120286 102
B= 325640
C= 07481610-3
D= - 707198 10-7
tan
305 2 3 2 7 3120286 10 325640 3035 074816 10 3035 ( 707198) 10 3035
22368 2237 0 6
epc
J kg K kJ kg K
Căldura specifică medie a soluţiei de absorbant pLoc se citeşte din grafice la temperatura
medie aritmetică icircntre T0 şi Tn
00 nT T 30 50T 40 C
2 2
Se obține
042 Cp
L0
c 4 kJ kg 0C
Căldura de reacție a H2S cu MEA se citește din tabele din literatură Se obține
ΔHR= 1910 kJ kg
Aplicacircnd relația (110) se obține
n b
1140972 1910 24845433 4 32 6297616 1775 36 25T T
24845433 4
0n bT T 5169 C
Valoarea temperaturii icircn baza coloanei de absorbţie obţinută prin calcul este icircn bună
concordanţă cu valoarea propusă Tn = 500C şi deci calculul temperaturii Tn se consideră icircncheiat
Se calculează temperatura medie pe coloană ca medie aritmetică icircntre T1 şi Tn
1 nm
T T 36 50T 43
2 2
0C
12
13 Determinarea numărului de talere teoretice din coloana de absorbţie
Numărul de talere teoretice se determină prin metoda grafică simplificată şi se parcurg
următoarele etape
- la temperatura medie pe coloană şi pentru valori de X cuprinse icircntre X0 şi Xn se citesc
din grafice din literatură valorile presiunii parţiale H2S
- din legea lui Dalton se calculează fracţiile molare ale H2S care apoi se transformă icircn
rapoarte molare Y
- curba de echilibru Y-X se reprezintă icircn grafic semilogaritmic
- se fixează coordonatele punctelor prin care trece dreapta de operare A(X0Y1) şi
B(YnYn+1)
Se alege Xn=06 kmoli H2S kmol MEA
X0= 005 kmol H2S kmol MEA
Yn+1= 00870 kmol H2S kmol metan
Y1= 000174 kmol H2S kmol metan
- pentru reprezentarea dreptei de operare icircn grafic semilogaritmic sunt necesare şi alte
puncte intermediare icircn afara punctelor extreme A şi B Icircn ecuaţia dreptei de operare
se dau valori lui Y icircntre X0 şi Xn şi se calculează valorile lui Y
- se reprezintă icircn acelaşi grafic icircn coordonatele Y-X atacirct curba de echilibru cacirct şi
curba de operare şi se duc orizontale şi verticale pornind de la punctul B pacircnă la A
Numărul de orizontale reprezintă necesarul de echilibre pentru absorbţia respectivă
13
Tabelul 11 Calculul curbei de echilibru pentru coloana de absorbţie a H2S icircn soluţie de
MEA 15 masă P= 5 bar
X 2kmolH S
kmolMEA 2H Sp bar y= H S2
p P yY
1 y
kmolH2Skmol metan
005 16 10-4
32 10-5
32 10-5
01 59 10-4
118 10-4
118 10-4
02 39 10-3
78 10-4
78 10-4
03 115 10-3
23 10-3
23 10-3
04 45 10-2
9 10-3
908 10-3
05 69 10-2
14 10-2
142 10-2
06 98 10-2
19 10-2
19 10-2
Presupunem Xn = 06 kmol H2S kmol MEA
0L 610153 kmol h MEA
0G 393601 kmol h metan
Tabelul 12 Calculul curbei de operare pentru coloana de absorbţie a H2S icircn soluţie de
MEA 15 masă
X kmol H2S kmol MEA 0
n n 1
0
LY X X Y
G kmol H2S kmol metan
X0= 005 Y1 = 000174
01 000949
02 00250
03 00405
04 00560
05 00715
Xn=06 Yn+1 = 00870
Din graficul din Anexa 1 obţinem un număr de talere Ntt = 175
14
14 Dimensionarea coloanei de absorbţie
141 Diametrul coloanei de absorbţie
Coloana de absorbţie este echipată cu talere cu supape
Calculul diametrului se face conform metodologiei Glitsch
Debitele implicate icircn relaţii au fost calculate icircn subcapitolul11
TG = 7461300 kgh gaz bogat
n0s
L = 26090139 kgh soluţie absorbant bogat
Masa molară medie a gazului bogat se calculează cu relația (111)
Mv= metan me tan H S H S2 2 M y M y (111)
Mv = 16 092 34 008 1744 kg kmol
Densitatea vaporilor se calculează cu relaţia (112)
3v
v
n 1
P M 5 17443526kg m
R T 0083 273 25
(112)
Aplicacircnd legea generală a gazelor se calculează debitul volumic de vapori
37461300V 0588m s
3526 3600
Densitatea soluţiei de MEA la ieşirea din coloană se citeşte din grafice din literatură la
temperatura din bază (se neglijează contribuţia H2S absorbit la densitatea soluţiei de absorbant)
ρl = 992 kgm3
Se calculează debitul maxim de vapori corectat cu relația (113)
05
vc
l v
V V
(113)
05
3c
3526V 0588 00351 m s
992 3526
Se calculează debitul volumic de soluţie de absorbant
26090139L 0438
992 60
m
3 min
Din grafice din literatură se citeşte CAF pentru ρv= 2074 kgm3 şi s = 06 m şi se obţine
CAF = 042
15
Se aplică următoarele relaţii
LB 005575
NP FI FS CAF
(114)
C
d
328VLC
30 v FI FS CAF
(115)
05
2
c
B B 314CD
1571
(116)
unde NP=1 FIcirc=07FS=07CAF=042 vd= 012
0438B 005575 0118
1 07 07 042
0438 328 00788C 1378
30 012 07 07 042
05
2
c
0118 0118 314 1378D 1617m
1571
142 Icircnălţimea coloanei de absorbţie
Icircnălţimea coloanei de absorbţie echipată cu talere cu supape se calculează cu relaţia
c TR V bI N 1 s I I (117)
NTR ndash numărul de talere reale din coloană se calculează după calculul eficacităţii medii globale
Icircn lipsa datelor generale de eficacitate Em sau a unor relaţii care să icircnglobeze efectul tuturor
factorilor care influenţează eficacitatea talerelor se recomandă ca Em să se estimeze icircn jur de
15
s ndash distanţa icircntre talere se alege 06 m
16
Icircv ndash icircnălţimea de la ultimul taler la vacircrful coloanei se alege 1 m
Icircb ndash icircnălţimea de la baza coloanei la primul taler din bază se alege 15 m
TTTR
m
N 175N 11667 12
E 015 talere reale
cI 12 1 06 1 15 91 m
15 Calculul pierderilor de absorbant
La vacircrful coloanei de absorbţie au loc pierderi de absorbant datorită antrenărilor cu gaz
inert Aceste pierderi se calculează cu relaţia
c
i ii 1
p 1 c
i ii 1
K xL G
1 K x
(118)
pL - reprezintă debitul molar de absorbant (apă şi amină) pierdut pe la vacircrful coloanei de
absorbţie
1G - debitul de gaz purificat de la vacircrful coloanei de absorbţie kmolih
ix - fracţia molară a componentului i din amestecul absorbant
iK - constanta de echilibru a componentului i din amestecul absorbant la temperatura şi
presiunea de la vacircrful coloanei
Debitul molar de gaz purificat de la vacircrful coloanei de absorbţie precum şi fracţiile
molare ale apei şi MEA icircn amestecul absorbant sunt calculate anterior Constantele de echilibru
ale apei şi MEA icircn amestecul absorbant la temperatura şi presiunea de la vacircrful coloanei sunt
2
apa
5
a min
K 1182 10
K 70605 10
5 5
p 5 5
1182 10 09506 70605 10 00494L 393601 4474
1 1182 10 09506 70605 10 00494
kmolih
17
Funcţiile molare icircn faza vapori se calculează cu relaţia
i i iY K x (119)
2
apay 1182 10 09506 00112 fracţii molare
5
aminay 70605 10 00494 000000349 fracţii molare
Pierderile din fiecare component al absorbantului sărac se calculează cu relaţiile
apap p 1 apaL L G y (120)
a min ap p 1 a minaL L G y (121)
yapă yamină ndash fracţiile molare icircn fază vapori
apapL 4474 393601 00112 4458 kmolih
apapL 80244kg h 1925856 kgzi
a min apL 4474 393601 000000349 0001385 kmolh
a min apL 00857kg h 20569 kgzi
Pentru completarea pierderilor de absorbant schema tehnologică a instalaţiei de
eliminare a H2S va fi prevăzută cu vas de completare cu absorbant
18
2 PROIECTAREA TEHNOLOGICĂ A COLOANEI DE DESORBŢIE
Realizarea unui anumit grad de stripare a gazului acid din soluția de absorbant bogat ce
alimentează coloana de absorbție pentru un debit de abur de stripare dat un număr de talere sau
un strat de umplutură de o anumită icircnălțime Calculul acestora se face icircn funcție de numărul de
talere teoretice Pentru determinarea numărului de talere teoretice se aplică metoda grafică
simplificată iar datele de echilibru se obțin la temperaturi medii mari specifice operațiunii de
desorbție
Icircn practica industrială striparea gazelor acide (și icircn special a H2S) se face cu abur
indirect folosind un refierbător Aburul de stripare care părăsește coloana de vacircrf se condensează
și se reicircntoarce icircn coloană ca reflux
Fluxurile din coloana de stripare şi concentraţiile lor sunt cele simbolizate icircn figura 2
QC
QR
I
V yb
Lrsquox1
L x T0 0 B
TB
V y0 v vT
L x T0 n f
H S2
II
Figura 2 Fluxurile şi concentraţiile lor icircn coloana de stripare
19
Icircn figura 2 semnificaţia simbolurilor este
Lo- reprezintatilde fluxul absorbant kmolih
LR ndash refluxul concentrate icircn apatildekmolih
Xn ndash concentraţia H2S icircn absorbantul bogat kmoli H2S kmol MEA
Xo ndash concentraţia H2S icircn absorbantul sărac kmoli H2S kmol MEA
YB- ndash concentraţia H2S icircn abur la ieşirea din refierbatildetor kmol H2S kmol abur
Yv- ndash concentraţia H2S icircn abur la ieşirea din coloanatilde kmol H2S kmol abur
Algoritmul de calcul al coloanei de desorbție are următoarele etape
1 se determină temperatura la vacircrful coloanei se efectuează bilanțul termic pe coloană
și se calculează debitul de vapori de stripare precum și consumul de abur la
refierbător
2 se calculează temperatura medie pe coloana de desorbție și la această temperatură se
obțin datele de echilibru pentru sistemul solut-absorbant
3 se determină diametrul și icircnălțimea coloanei cu metodologia specifică tipului de
dispozitive de contactare (talere sau umplutură)
21 Bilanțul termic și regimul de temperaturi
Pentru determinarea temperaturii la vacircrful coloanei de desorbţie se pleacă de la faptul că icircn
condiţii de echilibru presiunea parţială a aburului (component majoritar la vacircrful coloanei) este egală cu
presiunea de vapori a apei Presiunea parţială a solutului ( H S2p ) este dată de legea lui Dalton
2
Tv
H S v abur apaP P y P (21)
unde PV reprezintă presiunea la vacircrful coloanei de desorbţie bar (din datele de proiectare)
20
TvapaP - presiunea de vapori a apei la temperatura de vacircrf
yabur - reprezintă fracţia molară de abur calculată cu relaţia (22)
Rabur R
R H S2
Ly
L G
(22)
LR ndash debitul de reflux calculat cu relaţia (23)
RR H S2
L R G (23)
R ndash raţia de reflux (din datele de proiectare)
RH S2
G - debitul de H2S absorbit kmoli
RL 3 33558 100674 kmolh 1812132kgh apă
abur
100674y 075
100674 33558
fracţii molare abur
TvH S apa2
p 12 075 09bar 750 675 mmHg P
Temperatura la vacircrf se calculează cu relaţia lui Antoine (24)
v
Tvapa
TC
BAlnP
(24)
unde
ABC reprezintă constantele lui Antoine pentru apă
ln v
v
381644675 183036 T 97 C
4613 T
Temperatura de intrare Tf a absorbantului bogat icircn coloană este egală cu temperatura
de ieşire după schimbul de căldură cu absorbantul sărac de la baza coloanei de desorbţie se alege
Tf =80ordmC
21
Temperatura medie pe coloană se calculează ca media aritmetică icircntre temperatura
din vacircrf şi temperatura din bază (din datele de proiectare)
0B Vm
T T 115 97T 106 C
2 2
Presiunea medie se calculează ca medie aritmetică icircntre presiunea din vacircrf şi
presiunea din bază (din datele de proiectare)
B Vm
P P 12 14P 13bar
2 2
Pentru stabilirea sarcinii termice a refierbătorului respectiv consumul de abur VB se
efectuează un bilanţ termic pe coloana de desorbţie conform conturului I din figura 2
T TT T T TR RV Vf f R B0s H S R B 0 H S 0sL H S L V H S L2 2os 2 R o 2 os
L h G h L h Q V H G H L h (25)
unde
f
os
T
Lh - entalpia soluţiei de absorbant la temperatura Tf kJk
0V - debitul de vapori de apă de la vacircrful coloanei kgh
V
o
T
VH - entalpia vaporilor de apă la temperatura TV kJkg
RL - debitul de reflux (apă) (V0=LR) kgh
R
R
T
Lh - entalpia refluxului la temperatura TR kJkg
B
os
T
Lh - entalpia soluţiei de absorbant la temperatura din refierbător kJkg
22
Relaţia (25) se poate scrie ţinacircnd seama de căldurile specifice
)TT(cL)hh(L fBp0T
L
T
L0S0LS
f
S0
B
S0S
(26)
Neglijacircnd diferenţa de temperaturi (Tv-Tf) se poate scrie
T TR R V fH S R H S H S H S2 2 2 2
G H G (H h ) (27)
Ținacircnd cont de relațiile (26) și (27) relația (25) devine
T T RV R
B 0 p B f 0 H S RV LS L0 20 RSQ L c (T T ) V (H h ) G H (28)
Se calculează sarcina termică a refierbătorului cu relația (28)
V
0
T
VH - entalpia vaporilor de apă la temperatura TV=97ordmC s-a citit din tabele din literatură kJkg
V
0
T
VH 26715 kJ kg
R
R
T
Lh - entalpia refluxului la temperatura TR=60ordmC s-a citit din tabele din literatură kJkg
R
R
T
Lh = 2511 kJkg
pLos
c -se citeşte din grafice din literatură icircn funcţie de temperatura medie aritmetică icircntre TB şi
TR şi concentraţia soluţiei de MEA
0
pLos
c 41kJ kg C
RH se citeşte din tabele din literatură icircn funcţie de tipul absorbantului
RH = 1910 kJkg
Debitele masice ale fluxurilor implicate s-au calculat anterior
BQ 24845433 41 115 80 1812132 26715 2511 1140972 1910 1013066045kJ h
23
Cunoscacircnd sarcina refierbătorului se poate calcula debitul de vapori VB
B
TV
BB
l
QV (29)
unde
BTVl reprezintă căldura latentă de vaporizare a lichidului din refierbător icircn kJkg şi se calculează
cu relaţia (210)
)y1(lyll BBBT
aminaTapa
TV (210)
BTapal - căldura latentă de vaporizare a apei la temperatura TB kJkg
BT
a minal - căldura latentă de vaporizare a aminei la temperatura TB kJkg
y ndash fracţia molară a apei icircn vaporii VB la echilibru cu soluţia apoasă de amină care se calculează
conform indicațiilor din literatură
Pentru a calcula debitul de vapori VB cu relația (29) se calculează BT
Vl cu relația (210)
Fracția molară a apei icircn vaporii VB la echilibru cu soluția apoasă de amină se determină astfel
pentru o soluţie care conţine 15 masa amină şi 85 masă apă se citeşte din grafice din
literatură compoziţia apei icircn fază vapori şi se obţine 99 masă se transformă compoziţia fazei
vapori din masă icircn fracţii molare şi se găseşte y=0997 fracţii molare apă
BT
Vl (27048 4867) 0997 892 (1 0997) 2214kJ kg
B
1013066045 4575727kg hV 254207kmol h
2214 18
Debitul de abur la refierbător GB se calculează consideracircnd că se foloseşte abur de 5
bar şi temperatura de 115ordmC
24
10130660454872618
27533 6742BG
kgh
22 Determinarea numărului de talere teoretice din coloana de desorbţie
Numărul de talere teoretice se determină prin metoda grafică simplificată bazată pe
curba de echilibru pentru sistemul H2S-MEA la temperatura și presiunea medie din coloană şi pe
dreapta de operare Curba de echilibru Y-X se calculează pornind de la valorile presiunii parţiale
H2S citite din grafice din literatură pentru diferite valori de X şi la temperatura medie pe coloana
de desorbţie Tm=106ordmC Rezultatele obținute sunt prezentate icircn tabelul 21
Tabel 21 Calculul curbei de echilibru pentru coloana de desorbţie
2XkmoliH S kmoliMEA 2H Sp bar
2H S my p p
2
Y y (l y)
kmoliH S kmolabur
X0=005 34 10 330770 10 3
BY 308 10
01 215 10 21154 10 21167 10
02 275 10 25770 10 26123 10
03 121 10 11615 10 11926 10
04 15 10 13846 10 16250 10
05 17 10 15385 10 1167
Xn=06 195 10 17308 10 2715
Dreapta de operare trece prin punctele definite de concentraţiile fluxurilor icircn contracurent
la extremităţile coloanei si anume punctul A (Xn Yf) şi punctul B (X1 Yb) Concentraţia Yf se
calculează cu relaţia (211)
25
R
RSH
fL
GY 2 (211)
f 2
33558Y 0333 kmol H S kmol abur
100674
Concentraţia Yb se citeşte din curba de echilibru X-Y la valoarea lui X0 = 005
kmoliH2SkmoliMEA Se obține Yb = 000308 kmoliH2Skmoli abur
Concentraţia X1 se stabileşte prin bilanţ material pe conturul II din figura 2
0B0
B1 XY
L
VX (212)
Concentraţia X1 se calculează cu relația (212)
1 2
245207X 000308 005 00624kmolH S kmolMEA
610153
Calculul lor se face cu ecuația dreptei de operare (213) dacircnd valorile lui X icircntre X1 și Xn
01 B
LY (X X ) Y
V (213)
Icircn relația (213) se va ține seama că icircn zona de stripare debitul de vapori scade liniar icircntre
BV și 0V S-a reprezentat ghrafic icircn anexa 3 variația liniară a debitului de vapori cu
concentrația X icircntre punctele de coordonate A (06100674) și B (00624 245207)
Din acest grafic se citesc valorile lui V pentru diferite valori ale lui X cuprinse icircntre X1 și
Xn și se introduc icircn ecuația dreptei de operare Rezultatele sunt prerzentate icircn tabelul 22
26
Tabel 22 Calculul curbei de operare pentru coloana de desorbţie
X
kmol H2S kmol MEA b1V
LYXXY 0
kmol H2S kmol abur
V(grafic hr millimetrica)
X1=00624 3
BY 308 10 245207
01 21314 10 234
02 24464 10 207
03 28499 10 181
04 11390 10 1545
05 12150 10 127
Xn=06 1
fY 333 10 100674
Se reprezintă icircn acelaşi grafic icircn coordonate Y-X atacirct curba de echilibru cacirct şi curba
de operare şi se duc orizontale şi verticale pornind de la punctul B la punctul A Numărul de
orizontale reprezintă necesarul de echilibre pentru absorbţia respectivă şi s-au obţinut 8 talere
teoretice (vezi graficul din Anexa 2)
23 Dimensionarea coloanei de desorbţie
231 Diametrul coloanei de desorbţie
Coloana de desorbţie este echipată tot cu talere cu supape de acelaşi tip ca la coloana de
absorbţie
Calculul diametrului se face atacirct icircn zona superioară cacirct şi icircn cea inferioară a coloanei de
desorbţie conform metodologiei Glitsch
Calculul diametrului icircn zona superioară
Sarcina maximă de vapori icircn zona superioară este
Rmax 0 H S2
V V G 100674 33558 134232kmoli h
Debitul maxim de lichid este
max RL L 100674 18 1812132kg h apă
27
Masa molară medie a vaporilor de la vacircrful coloanei de desorbţie se calculează cu relaţia
v H S f abur f2M M y M 1 y (214)
unde
ff
f
y 0333y 025
1 y 1 0333
fracţii molare H2S
VM 34025+18(1-025)=22 kgkmol
Densitatea vaporilor se calculează cu relaţia
vv
v
v
P M 12 220860
R T 0083 273 97
kg m
3
Debitul masic de vapori este
VG maxV V M 134232 22 2953104 kg h
Aplicacircnd legea generală a gazelor se calculează debitul volumic de vapori
max
134232 22V 0954
0860 3600
m
3 s
Densitatea soluţiei de absorbant este ρl = 975 kg m3 şi s-a citit din grafice din literatură la
temperatura Tf
Debitul maxim de vapori corectat se calculează cu relaţia (215)
05
vc
l v
V V
(215)
05
c
0860V 0954 00283
975 0860
m
3s
Debitul maxim de lichid la vacircrful coloanei este
nmax os
L L 26090139 kg h soluţie absorbant bogat
Se calculează debitul volumic de soluţie de absorbant bogat
26090139L 0446
60 975
m
3 min
Din grafice din literatură se citeşte CAF pentru ρv=0860 kgm3 şi s=06 m şi se obţine CAF=04
28
Se aplică următoarele relaţii
LB 005575
NP FI FS CAF
(216)
c
d
328VLC
30v FI FS CAF
(217)
05
2
c
B B 314CD
1571
(218)
unde NP=1 FIcirc=055 FS=07 vd= 005 ms CAF = 04
0446B 005575 0161
1 055 07 04
0446 328 00283C 0900
30 005 055 07 04
05
20161 0161 314 0900D 1586
1571
m
Calculul diametrului icircn zona inferioară
Sarcina maximă de vapori este
max BV V 245207kmol h 18 4413726 kgh
Debitul maxim de lichid este
1max os
L L 2494916 kgh soluţie absorbant sărac
Densitatea vaporilor se citeşte din literatură la temperatura din bază consideracircnd că
vaporii sunt alcătuiţi numai din abur ρv = 0965 kgm3
Se calculează debitul volumic de vapori
max
4413726V 1271
0965 3600
m
3s
Densitatea soluţiei de MEA 15 masă la temperatura de TB sbquo 1150C este
l 9404 kgm3
Se calculează debitul maxim de vapori corectat cu relaţia (215)
29
05
c
0965V 1271 00407
9404 0965
m
3s
Se calculează debitul volumic de soluţie de absorbant
2494916L 0442
9404 60
m
3 min
Din grafice din literatură se citeşte CAF pentru ρv = 0965 kgm3 şi s= 06m şi se obţine
CAF = 041
Se aplică relaţiile 216217218
0442B 005575 0156
1 055 07 041
0442 328 00407C 1140
30 005 055 07 041
05
20156 0156 314 1140Dc 1752
1571
m
Deoarece diferenţa icircntre diametrul zonei superioare şi cel al zonei inferioare nu este mai
mare de 02 m icircntreaga coloană se construieşte cu diametrul zonei inferioare
232 Icircnălţimea coloanei de desorbţie
Icircnălţimea coloanei de desorbţie se calculează cu relaţia (219)
c TR v bI N 1 s I I (219)
Eficacitatea medie globală se estimează ca fiind 25 Numărul real de talere din coloană se
calculează cu relaţia
TTTR
m
N 8N 32
E 025 talere reale
cI 32 1 06 1 15 211 m
30
24 Determinarea necesarului de agenți termici din instalație
241 Calculul schimbului termic absorbant sărac-absorbant bogat
Deoarece absorbantul sărac iese din refierbătorul de la baza coloanei de fracționare ca
lichid la punct de fierbere cu temperatura Tb= 1150C şi trebuie să intre pe la vacircrful coloanei de
absorbţie cu temperatura T0=300C se impune ca acest flux termic să fie valorificat pentru a
realiza schimbul de căldură cu absorbantul bogat care iese de la baza coloanei de absorbţie cu
temperatura Tn = 500C şi care trebuie să intre ca flux de alimentare icircn coloana de stripare la
temperatura de Tf = 800C
Temperatura Tx cu care iese absorbantul sărac din schimbul de căldură se şi apoi se
verifică prin bilanţ termic icircn jurul schimbătorului de căldură 3 din schema din anexa 4
T T Tn nb n xo 0 0 LL L Ls n 0o n 0ss s00
L h L h L h L h (220)
Deoarece icircn literatură nu există date de entalpii pentru soluţiile de amine ci numai date
de călduri specifice putem scrie următoarele relaţii
TTb x0 L 0 p b xLs 0 s0s Ls 0
L h h L c T T (221)
T Tn nf n0 0 p f nL LS 0 n Ln 0 0
L h h L c T T
(222)
Ținacircnd cont de relațiile (221) și (222) relația(220) se poate scrie
n0 p f n 0 p b xsL L0 0
L c T T L c T T (223)
unde 0sL - debitul soluţiei de absorbant sărac kgh
n0L - debitul de absorbant bogat kgh
pL0
c - căldura specifică medie a soluţiei de absorbant bogat respectiv sărac kJkg
0C se citeşte din grafice din literatură la temperatura medie a temperaturilor respective
Temperatura cu care iese absorbantul regenerat din schimbul de căldură se presupune ca fiind
0
XT 85 C și se verifică cu relația (223)
31
026090139 395 (80 50) 2494916 41(115 Tx) Tx 84776 C
Temperatura 0
XT 85 C presupusă s-a verificat deoarece relația (223) s-a verificat icircn
limita unei erori impuse (lt2)
242 Determinarea necesarului de apă de răcire la răcitorul suplimentar
Conform schemei tehnologice icircn instalaţie există un răcitor suplimentar al fluxului de
absorbant sărac cu rolul de a răci absorbantul sărac de la temperatura Tx la temperatura T0
Pentru calculul debitului de apă de răcire la răcitorul suplimentar se scrie relația (224) de
bilanț termic icircn jurul schimbătorului de căldură 2 din schema din Anexa 4
TT TT 0x eiapa apa 0 apa apa 0L Ls0 0s s
G h L h G h L h (224)
Din relaţia (224) se obține că
0 p x 0s L0apa T Te i
apa apa
L c T T
Gh h
(225)
unde T Te iapa apah h reprezintă entalpiile apei de răcire la temperatura de intrare respectiv de ieşire
icircn kJkg
Gapa ndash reprezintă debitul de apă de răcire kgh
pL0
c - reprezintă căldura specifică medie a soluţiei de absorbant sărac hJkg0C
Se citeşte din grafice din literatură la temperatura medie aritmetică a temperaturilor
respective
0575 Cp
L0
c 399 kJkg0C
Consideracircnd că apa intră cu temperatura de 280C şi iese cu 40
0C necesarul de apă de
răcire la răcitorul suplimentar se calculează cu relația (225)
apa
2494916 399 85 30G 109152575
1675 11734
kgh
32
243 Determinarea necesarului de abur saturat la refierbător
Cunoscacircnd sarcina refierbătorului coloanei de stripare se poate calcula și debitul de abur
la refierbător GB
BB T Ti e
apaabur
QG
H h
(226)
unde T Ti e
apaaburH h - reprezintă entalpia aburului apei la intrarea ieşirea icircn refierbător kJkg
care se citeşte din tabele din literatură
Consideracircnd că se foloseşte abur de 6 bar şi temperatura de 1600C debitul de abur la
refierbător GB se calculează cu relația (226)
B
1013066045G 4872618
27533 6742
kgh
33
3 AUTOMATIZAREA INSTALAŢIEI DE ELIMINARE A
HIDROGENULUI SULFURAT
Prin automatizarea instalaţiei de eliminare a H2S prin absorbţie icircn soluţie apoasă de MEA
icircn cadrul acestui proiect se icircnţelege
- implementarea structurilor de reglare a parametrilor de regim pe cele două coloane
o presiune la coloana de absorbţie
o presiune şi temperatură la coloana de desorbţie
- implementarea structurilor de reglare a debitelor
o fluxului de gaz bogat la intrarea icircn coloana de absorbţie
o fluxului de absorbant sărac la intrarea icircn coloana de absorbţie
o fluxului de absorbant bogat la intrarea icircn coloana de desorbţie
- implementarea structurilor de reglare a nivelului
o la baza coloanei de absorbţie
o la baza coloanei de desorbţie
o icircn vasul de reflux
34
BIBLIOGRAFIE
1 PROII Reference Manual
2 Marinoiu V Paraschiv N Automatizarea proceselor chimice vol 2 Editura Tehnică
1992
3 Reid RC Prausnitz JMPolingB The Properties of Gases and Liquids vol2
4 Robu V I Procese şi Aparate de Separare icircn Industria Petrolului şi Petrochimie Editura
Didactică şi Pedagogică Bucureşti 1968 pg 398
5 Şomoghi V şa Proprietăţi fizice utilizate icircn calcule termice şi fluidodinamice UPG
Ploieşti 1997
6 Strătulă C Fracţionarea Principii şi Metode de Calcul Ed Tehnică Bucureşti 1986
7 Strătulă C Purificarea gazelor Editura Ştiinţifică şi Enciclopedică Bucureşti
1984pg83131141143-148158161175-177179192255-258321-
327442451-452447-448
8 Suciu G C (coordonator) Ingineria prelucrării hidrocarburilor vol3 editura Tehnică
Bucureşti 1987 pg163
9 Suciu G C (coordonator) Ingineria prelucrării hidrocarburilor vol1 editura Tehnică
Bucureşti 1977
10 Taran C Strătulă C Procedee difuzionale de separare vol 12 IPG Ploieşti 1979
35
Anexe
Anexa 1 Determinarea numărului de talere teoretice prin metoda grafică pentru coloana
de absorbţie a H2S icircn soluţii apoase de MEA
36
Anexa 2 Determinarea numărului de talere teoretice prin metoda grafică pentru coloana
de desorbţie a H2S din soluţii apoase de MEA
37
Anexa 3 Variaţia debitului de abur de-a lungul coloanei de desorbţie
38
Anexa 4 Schema tehnologică de eliminare a H2S
39
Anexa 5 Schema automatizată a instalaţiei de eliminare a H2S
40
Anexa 6 Schema tehnologica a instalatiei clasice de eliminare a gazelor acide prin
absorbtie in solutii apoase se amine
1-coloana de absorbtie
2-racitor
3-schimbator de caldura intre solutia bogata si solutia saraca de amina
4-coloana de desorbtie
5-refierbator
6-condensator
7-vas de reflux
8-vas de completare cu absorbant
3
PROIECTUL TEHNOLOGIC AL UNEI INSTALAŢII DE ELIMINARE A
HIDROGENULUI SULFURAT DINTR-UN FLUX DE METAN PRIN ABSORBŢIE IcircN
SOLUŢIE APOASĂ DE MEA URMATĂ DE FRACŢIONARE
TEMA PROIECTULUI
Să se icircntocmească proiectul tehnologic al unei instalaţii de eliminare a H2S prin
absorbţie icircn soluţie apoasă de MEA
Date de intrare
Gazul impurificat metan
Debit de alimentare 230000 Nm3zi
Concentraţia H2S intrare 8 vol
ieşiregrad de absorbţie 98
Concentraţia soluţiei apoase de MEA 15 masă
Gradul de icircncărcare al absorbantului sărac X0 = 005 kmol H2Skmol MEA
Parametrii de lucru in coloana de absorbţie
Presiune 5 bar
Temperatura de intrare gaz impurificat 25 ordmC
Temperatura de intrare absorbant sărac 30 ordmC
Parametrii de lucru icircn coloana de desorbţie
Presiune la vacircrf 12 bar
Presiune la bază 14 bar
Temperatura icircn refierbător 115 ordmC
Temperatura refluxului 60ordmC
Raţia de reflux 31
Tipul de colonă de absorbţie talere cu supape
Tipul de coloană de desorbţie talere cu supape
Se cere să se determine
Bilanţurile materiale pe cele două coloane
Bilanţurile termice pe cele două coloane
Icircnăltimea şi diametrul celor două coloane
Necesarul de utilităţi
Pierderile de amină şi apă
Se va alcătui schema tehnologică şi de automatizare a instalaţiei
4
1 PROIECTAREA TEHNOLOGICĂ A COLOANEI DE ABSORBŢIE
Proiectarea tehnologică a unei astfel de coloane constă icircn stabilirea necesarului de
echilibre a diametrului şi icircnălţimii
Operaţia de absorbţie are rolul de a a elimina din fluxul de gaz impurificat hidrogenul
sulfurat (H2S) folosind ca absorbant soluţia apoasă de monoetanol-amină (MEA) de diferite
concentraţii Icircn cadrul acestui proiect gazul impurificat cu H2S este metanul iar ca absorbant s-a
folosit soluţie apoasă de MEA de concentraţie 15 masă
Fluxurile din coloana de absorbţie şi concentraţiile lor sunt cele prezentate icircn figura 1
Figura 1 Fluxurile şi concentraţiile lor icircn coloana de absorbţie
Semnificaţia simbolurilor este
G0 ndash debitul de gaz purtător (metan) kmolih
5
L0 ndash debitul de absorbant (MEA) kmolih
Yn+1 Y1 ndash concentraţiile solutului (H2S) icircn gazul purtător exprimate ca raport molar kmoli
solut kmol gaz purtător la intrarea respectiv ieşirea din coloană
X0 Xn ndash concentraţiile solutului (H2S) icircn absorbant exprimate ca raport molar kmoli solutkmol
absorbant la intrarea respectiv la ieşirea din coloană
Tn+1 T1 ndash temperaturile fluxului de gaz la intrarea respectiv la ieşirea din coloană
T0 Tn ndash
temperaturile fluxului de absorbant la intrarea respectiv la ieşirea din coloana de
absorbţie
Algoritmul de calcul al coloanei de absorbţie are următoarele etape
1 - Se determină debitele şi concentraţiile fluxurilor din coloana de absorbţie Din datele
iniţiale de proiectare se calculează debitul molar G0 şi concentraţiile Yn+1 Y1 (ca rapoarte
molare)
2 ndash Se calculează temperatura medie pe coloana de absorbţie şi la această temperatură se
obţin datele de echilibru pentru sistemul solut-absorbant Se alege o concentraţie Xn astfel icircncacirct
la determinarea numărului de talere teoretice prin metoda grafică să rezulte un număr rezonabil
de talere
3 ndash Se calculează debitul molar L0 prin bilanţ material pe componentul solut icircn jurul
coloanei de absorbţie
0 n 1 0 0 0 1 0 nG Y L X G Y L X (11)
n 1 10 0
n 0
Y YL G
X X
(12)
4 ndash Se verifică temperatura din baza coloanei prin bilanţ termic
5 ndash Se calculează debitele parţiale ale componenţilor la ieşirea din coloană şi
concentraţiile componenţilor icircn fracţii molare
6 ndash Se calculează diametrul şi icircnălţimea coloanei de absorbţie
7 ndash Se estimează pierderile de absorbant la vacircrful coloanei de absorbţie
6
11 Calculul debitelor şi concentraţiilor fluxurilor din coloana de absorbţie
Din datele de intrare se calculează debitul molar de gaz impurificat
T
230000G 427827
224 24
kmoli h
Cunoscacircnd concentraţia H2S icircn gazul purtător (metanul) se calculează debitul molar de
H2S respectiv de metan
n 1H S T H S2 2
G G y 427827 008 34226 kmoli h
0 T metanG G y 427827 092 393601 kmoli h
Se calculează raportul molar n 1Y
n 1
34226Y 00870
393601 kmol H2S kmol metan
sau
n 1n 1
n 1
y 008Y 00870
1 y 1 008
kmol H2S kmol metan
sau
n 1
8Y 00870
92 kmol H2S kmol metan
Din relaţia de definiţie a gradului de absorbţie se calculează raportul molar Y1
n 1 11 n 1
n 1
Y Y100 Y 1 Y
Y
(13)
1Y 1 098 00870 000174 kmol H2S kmol metan
Concentraţia H2S icircn absorbantul sărac se cunoaşte din datele de proiectare
0 2X 005 kmoliH S kmoliMEA
Concentraţia Xn se alege astfel icircncacirct la determinarea numărului de talere teoretice prin
metoda grafică să rezulte un număr rezonabil de talere
n 2Se consider X 06 kmoliH S kmoliMEAă
7
Debitul molar de absorbant L0 se calculează prin bilanţ material icircn jurul coloanei de
absorbţie conturul I din figura 1 cu relatia (12)
0
00870 000174L 393601 610153kmoli h
06 005
0L 610153kmoli h 6108 3726815kg hMEA
Se calculează debitele parţiale ale componenţilor icircn fiecare flux la intrarea şi ieşirea din
coloană şi concentraţiile componenţilor icircn fracţii molare
Debite şi concentraţii icircn fluxul de gaz bogat la intrarea icircn coloană
0G 393601kmoli h 393601 16 6297616 kgh metan
n 1H S2
G 34226 34 1163684 kgh H2S
n 1T 0 H S2
G G G 6297616 1163684 7461300 kgh gaz bogat
Debite şi concentraţii icircn fluxul de gaz sărac la ieşirea din coloană
0G 393601kmoli h 393601 16 6297616 kgh metan
1H S 0 12
G G Y 393601 000174 0685 kmolih H2S
1H S2
G 0685kmoli h 34 2329 kgh H2S neabsorbit
11 0 H S2
G G G 393601 0685 394286 kmolih gaz sărac
11 0 H S2
G G G 6297616 2329 6320906 kgh gaz sărac
1
0685y 000174
393601 0685
fracţii molare H2S
Debite şi concentraţii icircn absorbantul sărac la intrarea icircn coloană
0L 610153kmoli h 6108 3726815 kgh MEA
Cunoscacircnd concentraţia soluţiei de amină (15 masă) se poate calcula debitul de soluţie apoasă
de MEA
0s
100L 3726815 24845433
15 kgh soluţie MEA
8
Soluţia apoasă de MEA este alcătuită din
3726815 kg h MEA iş
24845433 3726815 21118618 kg h ap 1173257kmoli h apă ă
1H S 0 02
L L X 610153 005 30508 kmol h H2S
1H S2
L 30508 34 103727 kg h H2S
1 10 0 H SS 2
L L L 610153 30508 640661 kmolh
1 10 0 H SS S 2
L L L 24845433 103727 2494916 kgh soluţie absorbant sărac
MEA
610153x 00494
610153 1173257
fracţii molare MEA
apa MEAx 1 x 1 00494 09506 fracţii molare apă
Debite şi concentraţii icircn absorbantul bogat la ieşirea din coloană
nH S 0 n2
L L X 610153 06 36609 kmolih H2S
nH S2
L 36609 34 1244706 kgh H2S
n n0 0 H SS 2
L L L 610153 36609 97624 kmoli h
n n0 0 H SS 2
L L L 24845433 1244706 26090139 kgh soluţie absorbant bogat
n
36609x 0375
610153 36609
fracţii molare H2S
12 Bilanţ termic pe coloana de absorbţie
Din datele inițiale de proiectare se cunoaște temperatura de intrare a gazului impurificat
n 1T respectiv a absorbantului sărac oT
Icircn funcție de acestea se estimează temperatura la vacircrful coloanei 1T respectiv
temperatura la baza coloanei nT astfel
9
0
1 0T T 5 10 C (14)
0
n n 1T T 10 30 C (15)
Cu relațiile (14) și (15) se estimează temperatura T1 respectiv temperatura Tn
0
1T 30 6 36 C
0
nT 25 25 50 C
Icircn scopul verificării temperaturii Tn din baza coloanei de absorbtie se efectuează un
bilanț termic pe conturul I din figura 1 conform următoarei relații
TT T T T TTn 1 n 1 1 1 R0n 1 n 1 1 1 nn0 0 0 0G L G LS s0 0 0 0
G H G H L h G H G H G h L h (16)
unde
n 1 10 0G G reprezintă debitul de gaz purtător la intrarea ieşirea din coloană kgh
T Tn 1 1G G0 0
H H reprezintă entalpia icircn fază vapori a gazului purtător la temperatura Tn+1 respectiv T1
kJ kg
n 1 1G G reprezintă debitul de H2S la intrarea ieşirea din coloană kg h
T Tn 1 1H H reprezintă entalpia icircn fază vapori a H2S la temperatura Tn+1 respectiv T1 kJ kg
0SL reprezintă debitul soluţiei de absorbant sărac kg h
T T0 nL L0 0
h h reprezintă entalpia icircn faza lichid a absorbantului la temperatura T0 respectiv Tn
kJ kg
RG reprezintă debitul de H2S absorbit kg h
Tnh reprezintă entalpia icircn faza lichid a H2S absorbit la temperatura Tn kJ kg
Consideracircnd că atacirct gazul purtător cacirct şi soluţia de absorbant au aceeaşi compoziţie la
intrarea şi ieşirea din coloană bilanţul termic (16) se poate scrie
T T1 n 10 0 pGo 1 n 1G G0 0
G H H G c T T (17)
T T0 00 0 pGo n 0L LS S0 0
L h h L c T T (18)
10
unde
pG
0
c reprezintă căldura specifică medie izobară a etanului kJ kg0C care se calculează cu
relaţii din literatură
pL0
c reprezintă căldura specifică medie a soluţiei de absorbant kJkg0C care se citeşte din
literatură
De asemenea ținacircnd seama de căldura de reacție ΔHR și de faptul că G1 este foarte mic
și se poate neglija relația (16) se reduce la forma
RR pGo 1 n 1 0 pLo n 0S
G H Gc T T L c T T (19)
RR 0 pLo 0 pGo 1 n 1S
n b
0 pGos
G H L c T Gc T TT T
L c
(110)
Temperatura Tn se verifică cu relația de bilanț termic (110) icircn care debitele fluxurilor
inplicate au fost calculate anterior și anume
0G 393601kmol h 393601 16 6297616 kg h
SoL 24845433 kg h soluţie MEA
RH S 0 n 1 12
G G Y Y 393601 00870 000174 33558 kmoli h H2S
RH S2
G 33558 34 1140972 kg h H2S reacţionat
Căldura specifică medie izobară a gazului purtător (metanul) pGoc se calculează la
temperatura medie aritmetică icircntre T1 şi Tn+1 cu relația
T 2 3
pc A B T C T D T
unde ABCD ndash constante specifice gazului purtător (metanul) care sunt tabelate icircn literatură
01 n 1T T 36 25T 305 C 273 305 3035
2 2
K
11
A= 120286 102
B= 325640
C= 07481610-3
D= - 707198 10-7
tan
305 2 3 2 7 3120286 10 325640 3035 074816 10 3035 ( 707198) 10 3035
22368 2237 0 6
epc
J kg K kJ kg K
Căldura specifică medie a soluţiei de absorbant pLoc se citeşte din grafice la temperatura
medie aritmetică icircntre T0 şi Tn
00 nT T 30 50T 40 C
2 2
Se obține
042 Cp
L0
c 4 kJ kg 0C
Căldura de reacție a H2S cu MEA se citește din tabele din literatură Se obține
ΔHR= 1910 kJ kg
Aplicacircnd relația (110) se obține
n b
1140972 1910 24845433 4 32 6297616 1775 36 25T T
24845433 4
0n bT T 5169 C
Valoarea temperaturii icircn baza coloanei de absorbţie obţinută prin calcul este icircn bună
concordanţă cu valoarea propusă Tn = 500C şi deci calculul temperaturii Tn se consideră icircncheiat
Se calculează temperatura medie pe coloană ca medie aritmetică icircntre T1 şi Tn
1 nm
T T 36 50T 43
2 2
0C
12
13 Determinarea numărului de talere teoretice din coloana de absorbţie
Numărul de talere teoretice se determină prin metoda grafică simplificată şi se parcurg
următoarele etape
- la temperatura medie pe coloană şi pentru valori de X cuprinse icircntre X0 şi Xn se citesc
din grafice din literatură valorile presiunii parţiale H2S
- din legea lui Dalton se calculează fracţiile molare ale H2S care apoi se transformă icircn
rapoarte molare Y
- curba de echilibru Y-X se reprezintă icircn grafic semilogaritmic
- se fixează coordonatele punctelor prin care trece dreapta de operare A(X0Y1) şi
B(YnYn+1)
Se alege Xn=06 kmoli H2S kmol MEA
X0= 005 kmol H2S kmol MEA
Yn+1= 00870 kmol H2S kmol metan
Y1= 000174 kmol H2S kmol metan
- pentru reprezentarea dreptei de operare icircn grafic semilogaritmic sunt necesare şi alte
puncte intermediare icircn afara punctelor extreme A şi B Icircn ecuaţia dreptei de operare
se dau valori lui Y icircntre X0 şi Xn şi se calculează valorile lui Y
- se reprezintă icircn acelaşi grafic icircn coordonatele Y-X atacirct curba de echilibru cacirct şi
curba de operare şi se duc orizontale şi verticale pornind de la punctul B pacircnă la A
Numărul de orizontale reprezintă necesarul de echilibre pentru absorbţia respectivă
13
Tabelul 11 Calculul curbei de echilibru pentru coloana de absorbţie a H2S icircn soluţie de
MEA 15 masă P= 5 bar
X 2kmolH S
kmolMEA 2H Sp bar y= H S2
p P yY
1 y
kmolH2Skmol metan
005 16 10-4
32 10-5
32 10-5
01 59 10-4
118 10-4
118 10-4
02 39 10-3
78 10-4
78 10-4
03 115 10-3
23 10-3
23 10-3
04 45 10-2
9 10-3
908 10-3
05 69 10-2
14 10-2
142 10-2
06 98 10-2
19 10-2
19 10-2
Presupunem Xn = 06 kmol H2S kmol MEA
0L 610153 kmol h MEA
0G 393601 kmol h metan
Tabelul 12 Calculul curbei de operare pentru coloana de absorbţie a H2S icircn soluţie de
MEA 15 masă
X kmol H2S kmol MEA 0
n n 1
0
LY X X Y
G kmol H2S kmol metan
X0= 005 Y1 = 000174
01 000949
02 00250
03 00405
04 00560
05 00715
Xn=06 Yn+1 = 00870
Din graficul din Anexa 1 obţinem un număr de talere Ntt = 175
14
14 Dimensionarea coloanei de absorbţie
141 Diametrul coloanei de absorbţie
Coloana de absorbţie este echipată cu talere cu supape
Calculul diametrului se face conform metodologiei Glitsch
Debitele implicate icircn relaţii au fost calculate icircn subcapitolul11
TG = 7461300 kgh gaz bogat
n0s
L = 26090139 kgh soluţie absorbant bogat
Masa molară medie a gazului bogat se calculează cu relația (111)
Mv= metan me tan H S H S2 2 M y M y (111)
Mv = 16 092 34 008 1744 kg kmol
Densitatea vaporilor se calculează cu relaţia (112)
3v
v
n 1
P M 5 17443526kg m
R T 0083 273 25
(112)
Aplicacircnd legea generală a gazelor se calculează debitul volumic de vapori
37461300V 0588m s
3526 3600
Densitatea soluţiei de MEA la ieşirea din coloană se citeşte din grafice din literatură la
temperatura din bază (se neglijează contribuţia H2S absorbit la densitatea soluţiei de absorbant)
ρl = 992 kgm3
Se calculează debitul maxim de vapori corectat cu relația (113)
05
vc
l v
V V
(113)
05
3c
3526V 0588 00351 m s
992 3526
Se calculează debitul volumic de soluţie de absorbant
26090139L 0438
992 60
m
3 min
Din grafice din literatură se citeşte CAF pentru ρv= 2074 kgm3 şi s = 06 m şi se obţine
CAF = 042
15
Se aplică următoarele relaţii
LB 005575
NP FI FS CAF
(114)
C
d
328VLC
30 v FI FS CAF
(115)
05
2
c
B B 314CD
1571
(116)
unde NP=1 FIcirc=07FS=07CAF=042 vd= 012
0438B 005575 0118
1 07 07 042
0438 328 00788C 1378
30 012 07 07 042
05
2
c
0118 0118 314 1378D 1617m
1571
142 Icircnălţimea coloanei de absorbţie
Icircnălţimea coloanei de absorbţie echipată cu talere cu supape se calculează cu relaţia
c TR V bI N 1 s I I (117)
NTR ndash numărul de talere reale din coloană se calculează după calculul eficacităţii medii globale
Icircn lipsa datelor generale de eficacitate Em sau a unor relaţii care să icircnglobeze efectul tuturor
factorilor care influenţează eficacitatea talerelor se recomandă ca Em să se estimeze icircn jur de
15
s ndash distanţa icircntre talere se alege 06 m
16
Icircv ndash icircnălţimea de la ultimul taler la vacircrful coloanei se alege 1 m
Icircb ndash icircnălţimea de la baza coloanei la primul taler din bază se alege 15 m
TTTR
m
N 175N 11667 12
E 015 talere reale
cI 12 1 06 1 15 91 m
15 Calculul pierderilor de absorbant
La vacircrful coloanei de absorbţie au loc pierderi de absorbant datorită antrenărilor cu gaz
inert Aceste pierderi se calculează cu relaţia
c
i ii 1
p 1 c
i ii 1
K xL G
1 K x
(118)
pL - reprezintă debitul molar de absorbant (apă şi amină) pierdut pe la vacircrful coloanei de
absorbţie
1G - debitul de gaz purificat de la vacircrful coloanei de absorbţie kmolih
ix - fracţia molară a componentului i din amestecul absorbant
iK - constanta de echilibru a componentului i din amestecul absorbant la temperatura şi
presiunea de la vacircrful coloanei
Debitul molar de gaz purificat de la vacircrful coloanei de absorbţie precum şi fracţiile
molare ale apei şi MEA icircn amestecul absorbant sunt calculate anterior Constantele de echilibru
ale apei şi MEA icircn amestecul absorbant la temperatura şi presiunea de la vacircrful coloanei sunt
2
apa
5
a min
K 1182 10
K 70605 10
5 5
p 5 5
1182 10 09506 70605 10 00494L 393601 4474
1 1182 10 09506 70605 10 00494
kmolih
17
Funcţiile molare icircn faza vapori se calculează cu relaţia
i i iY K x (119)
2
apay 1182 10 09506 00112 fracţii molare
5
aminay 70605 10 00494 000000349 fracţii molare
Pierderile din fiecare component al absorbantului sărac se calculează cu relaţiile
apap p 1 apaL L G y (120)
a min ap p 1 a minaL L G y (121)
yapă yamină ndash fracţiile molare icircn fază vapori
apapL 4474 393601 00112 4458 kmolih
apapL 80244kg h 1925856 kgzi
a min apL 4474 393601 000000349 0001385 kmolh
a min apL 00857kg h 20569 kgzi
Pentru completarea pierderilor de absorbant schema tehnologică a instalaţiei de
eliminare a H2S va fi prevăzută cu vas de completare cu absorbant
18
2 PROIECTAREA TEHNOLOGICĂ A COLOANEI DE DESORBŢIE
Realizarea unui anumit grad de stripare a gazului acid din soluția de absorbant bogat ce
alimentează coloana de absorbție pentru un debit de abur de stripare dat un număr de talere sau
un strat de umplutură de o anumită icircnălțime Calculul acestora se face icircn funcție de numărul de
talere teoretice Pentru determinarea numărului de talere teoretice se aplică metoda grafică
simplificată iar datele de echilibru se obțin la temperaturi medii mari specifice operațiunii de
desorbție
Icircn practica industrială striparea gazelor acide (și icircn special a H2S) se face cu abur
indirect folosind un refierbător Aburul de stripare care părăsește coloana de vacircrf se condensează
și se reicircntoarce icircn coloană ca reflux
Fluxurile din coloana de stripare şi concentraţiile lor sunt cele simbolizate icircn figura 2
QC
QR
I
V yb
Lrsquox1
L x T0 0 B
TB
V y0 v vT
L x T0 n f
H S2
II
Figura 2 Fluxurile şi concentraţiile lor icircn coloana de stripare
19
Icircn figura 2 semnificaţia simbolurilor este
Lo- reprezintatilde fluxul absorbant kmolih
LR ndash refluxul concentrate icircn apatildekmolih
Xn ndash concentraţia H2S icircn absorbantul bogat kmoli H2S kmol MEA
Xo ndash concentraţia H2S icircn absorbantul sărac kmoli H2S kmol MEA
YB- ndash concentraţia H2S icircn abur la ieşirea din refierbatildetor kmol H2S kmol abur
Yv- ndash concentraţia H2S icircn abur la ieşirea din coloanatilde kmol H2S kmol abur
Algoritmul de calcul al coloanei de desorbție are următoarele etape
1 se determină temperatura la vacircrful coloanei se efectuează bilanțul termic pe coloană
și se calculează debitul de vapori de stripare precum și consumul de abur la
refierbător
2 se calculează temperatura medie pe coloana de desorbție și la această temperatură se
obțin datele de echilibru pentru sistemul solut-absorbant
3 se determină diametrul și icircnălțimea coloanei cu metodologia specifică tipului de
dispozitive de contactare (talere sau umplutură)
21 Bilanțul termic și regimul de temperaturi
Pentru determinarea temperaturii la vacircrful coloanei de desorbţie se pleacă de la faptul că icircn
condiţii de echilibru presiunea parţială a aburului (component majoritar la vacircrful coloanei) este egală cu
presiunea de vapori a apei Presiunea parţială a solutului ( H S2p ) este dată de legea lui Dalton
2
Tv
H S v abur apaP P y P (21)
unde PV reprezintă presiunea la vacircrful coloanei de desorbţie bar (din datele de proiectare)
20
TvapaP - presiunea de vapori a apei la temperatura de vacircrf
yabur - reprezintă fracţia molară de abur calculată cu relaţia (22)
Rabur R
R H S2
Ly
L G
(22)
LR ndash debitul de reflux calculat cu relaţia (23)
RR H S2
L R G (23)
R ndash raţia de reflux (din datele de proiectare)
RH S2
G - debitul de H2S absorbit kmoli
RL 3 33558 100674 kmolh 1812132kgh apă
abur
100674y 075
100674 33558
fracţii molare abur
TvH S apa2
p 12 075 09bar 750 675 mmHg P
Temperatura la vacircrf se calculează cu relaţia lui Antoine (24)
v
Tvapa
TC
BAlnP
(24)
unde
ABC reprezintă constantele lui Antoine pentru apă
ln v
v
381644675 183036 T 97 C
4613 T
Temperatura de intrare Tf a absorbantului bogat icircn coloană este egală cu temperatura
de ieşire după schimbul de căldură cu absorbantul sărac de la baza coloanei de desorbţie se alege
Tf =80ordmC
21
Temperatura medie pe coloană se calculează ca media aritmetică icircntre temperatura
din vacircrf şi temperatura din bază (din datele de proiectare)
0B Vm
T T 115 97T 106 C
2 2
Presiunea medie se calculează ca medie aritmetică icircntre presiunea din vacircrf şi
presiunea din bază (din datele de proiectare)
B Vm
P P 12 14P 13bar
2 2
Pentru stabilirea sarcinii termice a refierbătorului respectiv consumul de abur VB se
efectuează un bilanţ termic pe coloana de desorbţie conform conturului I din figura 2
T TT T T TR RV Vf f R B0s H S R B 0 H S 0sL H S L V H S L2 2os 2 R o 2 os
L h G h L h Q V H G H L h (25)
unde
f
os
T
Lh - entalpia soluţiei de absorbant la temperatura Tf kJk
0V - debitul de vapori de apă de la vacircrful coloanei kgh
V
o
T
VH - entalpia vaporilor de apă la temperatura TV kJkg
RL - debitul de reflux (apă) (V0=LR) kgh
R
R
T
Lh - entalpia refluxului la temperatura TR kJkg
B
os
T
Lh - entalpia soluţiei de absorbant la temperatura din refierbător kJkg
22
Relaţia (25) se poate scrie ţinacircnd seama de căldurile specifice
)TT(cL)hh(L fBp0T
L
T
L0S0LS
f
S0
B
S0S
(26)
Neglijacircnd diferenţa de temperaturi (Tv-Tf) se poate scrie
T TR R V fH S R H S H S H S2 2 2 2
G H G (H h ) (27)
Ținacircnd cont de relațiile (26) și (27) relația (25) devine
T T RV R
B 0 p B f 0 H S RV LS L0 20 RSQ L c (T T ) V (H h ) G H (28)
Se calculează sarcina termică a refierbătorului cu relația (28)
V
0
T
VH - entalpia vaporilor de apă la temperatura TV=97ordmC s-a citit din tabele din literatură kJkg
V
0
T
VH 26715 kJ kg
R
R
T
Lh - entalpia refluxului la temperatura TR=60ordmC s-a citit din tabele din literatură kJkg
R
R
T
Lh = 2511 kJkg
pLos
c -se citeşte din grafice din literatură icircn funcţie de temperatura medie aritmetică icircntre TB şi
TR şi concentraţia soluţiei de MEA
0
pLos
c 41kJ kg C
RH se citeşte din tabele din literatură icircn funcţie de tipul absorbantului
RH = 1910 kJkg
Debitele masice ale fluxurilor implicate s-au calculat anterior
BQ 24845433 41 115 80 1812132 26715 2511 1140972 1910 1013066045kJ h
23
Cunoscacircnd sarcina refierbătorului se poate calcula debitul de vapori VB
B
TV
BB
l
QV (29)
unde
BTVl reprezintă căldura latentă de vaporizare a lichidului din refierbător icircn kJkg şi se calculează
cu relaţia (210)
)y1(lyll BBBT
aminaTapa
TV (210)
BTapal - căldura latentă de vaporizare a apei la temperatura TB kJkg
BT
a minal - căldura latentă de vaporizare a aminei la temperatura TB kJkg
y ndash fracţia molară a apei icircn vaporii VB la echilibru cu soluţia apoasă de amină care se calculează
conform indicațiilor din literatură
Pentru a calcula debitul de vapori VB cu relația (29) se calculează BT
Vl cu relația (210)
Fracția molară a apei icircn vaporii VB la echilibru cu soluția apoasă de amină se determină astfel
pentru o soluţie care conţine 15 masa amină şi 85 masă apă se citeşte din grafice din
literatură compoziţia apei icircn fază vapori şi se obţine 99 masă se transformă compoziţia fazei
vapori din masă icircn fracţii molare şi se găseşte y=0997 fracţii molare apă
BT
Vl (27048 4867) 0997 892 (1 0997) 2214kJ kg
B
1013066045 4575727kg hV 254207kmol h
2214 18
Debitul de abur la refierbător GB se calculează consideracircnd că se foloseşte abur de 5
bar şi temperatura de 115ordmC
24
10130660454872618
27533 6742BG
kgh
22 Determinarea numărului de talere teoretice din coloana de desorbţie
Numărul de talere teoretice se determină prin metoda grafică simplificată bazată pe
curba de echilibru pentru sistemul H2S-MEA la temperatura și presiunea medie din coloană şi pe
dreapta de operare Curba de echilibru Y-X se calculează pornind de la valorile presiunii parţiale
H2S citite din grafice din literatură pentru diferite valori de X şi la temperatura medie pe coloana
de desorbţie Tm=106ordmC Rezultatele obținute sunt prezentate icircn tabelul 21
Tabel 21 Calculul curbei de echilibru pentru coloana de desorbţie
2XkmoliH S kmoliMEA 2H Sp bar
2H S my p p
2
Y y (l y)
kmoliH S kmolabur
X0=005 34 10 330770 10 3
BY 308 10
01 215 10 21154 10 21167 10
02 275 10 25770 10 26123 10
03 121 10 11615 10 11926 10
04 15 10 13846 10 16250 10
05 17 10 15385 10 1167
Xn=06 195 10 17308 10 2715
Dreapta de operare trece prin punctele definite de concentraţiile fluxurilor icircn contracurent
la extremităţile coloanei si anume punctul A (Xn Yf) şi punctul B (X1 Yb) Concentraţia Yf se
calculează cu relaţia (211)
25
R
RSH
fL
GY 2 (211)
f 2
33558Y 0333 kmol H S kmol abur
100674
Concentraţia Yb se citeşte din curba de echilibru X-Y la valoarea lui X0 = 005
kmoliH2SkmoliMEA Se obține Yb = 000308 kmoliH2Skmoli abur
Concentraţia X1 se stabileşte prin bilanţ material pe conturul II din figura 2
0B0
B1 XY
L
VX (212)
Concentraţia X1 se calculează cu relația (212)
1 2
245207X 000308 005 00624kmolH S kmolMEA
610153
Calculul lor se face cu ecuația dreptei de operare (213) dacircnd valorile lui X icircntre X1 și Xn
01 B
LY (X X ) Y
V (213)
Icircn relația (213) se va ține seama că icircn zona de stripare debitul de vapori scade liniar icircntre
BV și 0V S-a reprezentat ghrafic icircn anexa 3 variația liniară a debitului de vapori cu
concentrația X icircntre punctele de coordonate A (06100674) și B (00624 245207)
Din acest grafic se citesc valorile lui V pentru diferite valori ale lui X cuprinse icircntre X1 și
Xn și se introduc icircn ecuația dreptei de operare Rezultatele sunt prerzentate icircn tabelul 22
26
Tabel 22 Calculul curbei de operare pentru coloana de desorbţie
X
kmol H2S kmol MEA b1V
LYXXY 0
kmol H2S kmol abur
V(grafic hr millimetrica)
X1=00624 3
BY 308 10 245207
01 21314 10 234
02 24464 10 207
03 28499 10 181
04 11390 10 1545
05 12150 10 127
Xn=06 1
fY 333 10 100674
Se reprezintă icircn acelaşi grafic icircn coordonate Y-X atacirct curba de echilibru cacirct şi curba
de operare şi se duc orizontale şi verticale pornind de la punctul B la punctul A Numărul de
orizontale reprezintă necesarul de echilibre pentru absorbţia respectivă şi s-au obţinut 8 talere
teoretice (vezi graficul din Anexa 2)
23 Dimensionarea coloanei de desorbţie
231 Diametrul coloanei de desorbţie
Coloana de desorbţie este echipată tot cu talere cu supape de acelaşi tip ca la coloana de
absorbţie
Calculul diametrului se face atacirct icircn zona superioară cacirct şi icircn cea inferioară a coloanei de
desorbţie conform metodologiei Glitsch
Calculul diametrului icircn zona superioară
Sarcina maximă de vapori icircn zona superioară este
Rmax 0 H S2
V V G 100674 33558 134232kmoli h
Debitul maxim de lichid este
max RL L 100674 18 1812132kg h apă
27
Masa molară medie a vaporilor de la vacircrful coloanei de desorbţie se calculează cu relaţia
v H S f abur f2M M y M 1 y (214)
unde
ff
f
y 0333y 025
1 y 1 0333
fracţii molare H2S
VM 34025+18(1-025)=22 kgkmol
Densitatea vaporilor se calculează cu relaţia
vv
v
v
P M 12 220860
R T 0083 273 97
kg m
3
Debitul masic de vapori este
VG maxV V M 134232 22 2953104 kg h
Aplicacircnd legea generală a gazelor se calculează debitul volumic de vapori
max
134232 22V 0954
0860 3600
m
3 s
Densitatea soluţiei de absorbant este ρl = 975 kg m3 şi s-a citit din grafice din literatură la
temperatura Tf
Debitul maxim de vapori corectat se calculează cu relaţia (215)
05
vc
l v
V V
(215)
05
c
0860V 0954 00283
975 0860
m
3s
Debitul maxim de lichid la vacircrful coloanei este
nmax os
L L 26090139 kg h soluţie absorbant bogat
Se calculează debitul volumic de soluţie de absorbant bogat
26090139L 0446
60 975
m
3 min
Din grafice din literatură se citeşte CAF pentru ρv=0860 kgm3 şi s=06 m şi se obţine CAF=04
28
Se aplică următoarele relaţii
LB 005575
NP FI FS CAF
(216)
c
d
328VLC
30v FI FS CAF
(217)
05
2
c
B B 314CD
1571
(218)
unde NP=1 FIcirc=055 FS=07 vd= 005 ms CAF = 04
0446B 005575 0161
1 055 07 04
0446 328 00283C 0900
30 005 055 07 04
05
20161 0161 314 0900D 1586
1571
m
Calculul diametrului icircn zona inferioară
Sarcina maximă de vapori este
max BV V 245207kmol h 18 4413726 kgh
Debitul maxim de lichid este
1max os
L L 2494916 kgh soluţie absorbant sărac
Densitatea vaporilor se citeşte din literatură la temperatura din bază consideracircnd că
vaporii sunt alcătuiţi numai din abur ρv = 0965 kgm3
Se calculează debitul volumic de vapori
max
4413726V 1271
0965 3600
m
3s
Densitatea soluţiei de MEA 15 masă la temperatura de TB sbquo 1150C este
l 9404 kgm3
Se calculează debitul maxim de vapori corectat cu relaţia (215)
29
05
c
0965V 1271 00407
9404 0965
m
3s
Se calculează debitul volumic de soluţie de absorbant
2494916L 0442
9404 60
m
3 min
Din grafice din literatură se citeşte CAF pentru ρv = 0965 kgm3 şi s= 06m şi se obţine
CAF = 041
Se aplică relaţiile 216217218
0442B 005575 0156
1 055 07 041
0442 328 00407C 1140
30 005 055 07 041
05
20156 0156 314 1140Dc 1752
1571
m
Deoarece diferenţa icircntre diametrul zonei superioare şi cel al zonei inferioare nu este mai
mare de 02 m icircntreaga coloană se construieşte cu diametrul zonei inferioare
232 Icircnălţimea coloanei de desorbţie
Icircnălţimea coloanei de desorbţie se calculează cu relaţia (219)
c TR v bI N 1 s I I (219)
Eficacitatea medie globală se estimează ca fiind 25 Numărul real de talere din coloană se
calculează cu relaţia
TTTR
m
N 8N 32
E 025 talere reale
cI 32 1 06 1 15 211 m
30
24 Determinarea necesarului de agenți termici din instalație
241 Calculul schimbului termic absorbant sărac-absorbant bogat
Deoarece absorbantul sărac iese din refierbătorul de la baza coloanei de fracționare ca
lichid la punct de fierbere cu temperatura Tb= 1150C şi trebuie să intre pe la vacircrful coloanei de
absorbţie cu temperatura T0=300C se impune ca acest flux termic să fie valorificat pentru a
realiza schimbul de căldură cu absorbantul bogat care iese de la baza coloanei de absorbţie cu
temperatura Tn = 500C şi care trebuie să intre ca flux de alimentare icircn coloana de stripare la
temperatura de Tf = 800C
Temperatura Tx cu care iese absorbantul sărac din schimbul de căldură se şi apoi se
verifică prin bilanţ termic icircn jurul schimbătorului de căldură 3 din schema din anexa 4
T T Tn nb n xo 0 0 LL L Ls n 0o n 0ss s00
L h L h L h L h (220)
Deoarece icircn literatură nu există date de entalpii pentru soluţiile de amine ci numai date
de călduri specifice putem scrie următoarele relaţii
TTb x0 L 0 p b xLs 0 s0s Ls 0
L h h L c T T (221)
T Tn nf n0 0 p f nL LS 0 n Ln 0 0
L h h L c T T
(222)
Ținacircnd cont de relațiile (221) și (222) relația(220) se poate scrie
n0 p f n 0 p b xsL L0 0
L c T T L c T T (223)
unde 0sL - debitul soluţiei de absorbant sărac kgh
n0L - debitul de absorbant bogat kgh
pL0
c - căldura specifică medie a soluţiei de absorbant bogat respectiv sărac kJkg
0C se citeşte din grafice din literatură la temperatura medie a temperaturilor respective
Temperatura cu care iese absorbantul regenerat din schimbul de căldură se presupune ca fiind
0
XT 85 C și se verifică cu relația (223)
31
026090139 395 (80 50) 2494916 41(115 Tx) Tx 84776 C
Temperatura 0
XT 85 C presupusă s-a verificat deoarece relația (223) s-a verificat icircn
limita unei erori impuse (lt2)
242 Determinarea necesarului de apă de răcire la răcitorul suplimentar
Conform schemei tehnologice icircn instalaţie există un răcitor suplimentar al fluxului de
absorbant sărac cu rolul de a răci absorbantul sărac de la temperatura Tx la temperatura T0
Pentru calculul debitului de apă de răcire la răcitorul suplimentar se scrie relația (224) de
bilanț termic icircn jurul schimbătorului de căldură 2 din schema din Anexa 4
TT TT 0x eiapa apa 0 apa apa 0L Ls0 0s s
G h L h G h L h (224)
Din relaţia (224) se obține că
0 p x 0s L0apa T Te i
apa apa
L c T T
Gh h
(225)
unde T Te iapa apah h reprezintă entalpiile apei de răcire la temperatura de intrare respectiv de ieşire
icircn kJkg
Gapa ndash reprezintă debitul de apă de răcire kgh
pL0
c - reprezintă căldura specifică medie a soluţiei de absorbant sărac hJkg0C
Se citeşte din grafice din literatură la temperatura medie aritmetică a temperaturilor
respective
0575 Cp
L0
c 399 kJkg0C
Consideracircnd că apa intră cu temperatura de 280C şi iese cu 40
0C necesarul de apă de
răcire la răcitorul suplimentar se calculează cu relația (225)
apa
2494916 399 85 30G 109152575
1675 11734
kgh
32
243 Determinarea necesarului de abur saturat la refierbător
Cunoscacircnd sarcina refierbătorului coloanei de stripare se poate calcula și debitul de abur
la refierbător GB
BB T Ti e
apaabur
QG
H h
(226)
unde T Ti e
apaaburH h - reprezintă entalpia aburului apei la intrarea ieşirea icircn refierbător kJkg
care se citeşte din tabele din literatură
Consideracircnd că se foloseşte abur de 6 bar şi temperatura de 1600C debitul de abur la
refierbător GB se calculează cu relația (226)
B
1013066045G 4872618
27533 6742
kgh
33
3 AUTOMATIZAREA INSTALAŢIEI DE ELIMINARE A
HIDROGENULUI SULFURAT
Prin automatizarea instalaţiei de eliminare a H2S prin absorbţie icircn soluţie apoasă de MEA
icircn cadrul acestui proiect se icircnţelege
- implementarea structurilor de reglare a parametrilor de regim pe cele două coloane
o presiune la coloana de absorbţie
o presiune şi temperatură la coloana de desorbţie
- implementarea structurilor de reglare a debitelor
o fluxului de gaz bogat la intrarea icircn coloana de absorbţie
o fluxului de absorbant sărac la intrarea icircn coloana de absorbţie
o fluxului de absorbant bogat la intrarea icircn coloana de desorbţie
- implementarea structurilor de reglare a nivelului
o la baza coloanei de absorbţie
o la baza coloanei de desorbţie
o icircn vasul de reflux
34
BIBLIOGRAFIE
1 PROII Reference Manual
2 Marinoiu V Paraschiv N Automatizarea proceselor chimice vol 2 Editura Tehnică
1992
3 Reid RC Prausnitz JMPolingB The Properties of Gases and Liquids vol2
4 Robu V I Procese şi Aparate de Separare icircn Industria Petrolului şi Petrochimie Editura
Didactică şi Pedagogică Bucureşti 1968 pg 398
5 Şomoghi V şa Proprietăţi fizice utilizate icircn calcule termice şi fluidodinamice UPG
Ploieşti 1997
6 Strătulă C Fracţionarea Principii şi Metode de Calcul Ed Tehnică Bucureşti 1986
7 Strătulă C Purificarea gazelor Editura Ştiinţifică şi Enciclopedică Bucureşti
1984pg83131141143-148158161175-177179192255-258321-
327442451-452447-448
8 Suciu G C (coordonator) Ingineria prelucrării hidrocarburilor vol3 editura Tehnică
Bucureşti 1987 pg163
9 Suciu G C (coordonator) Ingineria prelucrării hidrocarburilor vol1 editura Tehnică
Bucureşti 1977
10 Taran C Strătulă C Procedee difuzionale de separare vol 12 IPG Ploieşti 1979
35
Anexe
Anexa 1 Determinarea numărului de talere teoretice prin metoda grafică pentru coloana
de absorbţie a H2S icircn soluţii apoase de MEA
36
Anexa 2 Determinarea numărului de talere teoretice prin metoda grafică pentru coloana
de desorbţie a H2S din soluţii apoase de MEA
37
Anexa 3 Variaţia debitului de abur de-a lungul coloanei de desorbţie
38
Anexa 4 Schema tehnologică de eliminare a H2S
39
Anexa 5 Schema automatizată a instalaţiei de eliminare a H2S
40
Anexa 6 Schema tehnologica a instalatiei clasice de eliminare a gazelor acide prin
absorbtie in solutii apoase se amine
1-coloana de absorbtie
2-racitor
3-schimbator de caldura intre solutia bogata si solutia saraca de amina
4-coloana de desorbtie
5-refierbator
6-condensator
7-vas de reflux
8-vas de completare cu absorbant
4
1 PROIECTAREA TEHNOLOGICĂ A COLOANEI DE ABSORBŢIE
Proiectarea tehnologică a unei astfel de coloane constă icircn stabilirea necesarului de
echilibre a diametrului şi icircnălţimii
Operaţia de absorbţie are rolul de a a elimina din fluxul de gaz impurificat hidrogenul
sulfurat (H2S) folosind ca absorbant soluţia apoasă de monoetanol-amină (MEA) de diferite
concentraţii Icircn cadrul acestui proiect gazul impurificat cu H2S este metanul iar ca absorbant s-a
folosit soluţie apoasă de MEA de concentraţie 15 masă
Fluxurile din coloana de absorbţie şi concentraţiile lor sunt cele prezentate icircn figura 1
Figura 1 Fluxurile şi concentraţiile lor icircn coloana de absorbţie
Semnificaţia simbolurilor este
G0 ndash debitul de gaz purtător (metan) kmolih
5
L0 ndash debitul de absorbant (MEA) kmolih
Yn+1 Y1 ndash concentraţiile solutului (H2S) icircn gazul purtător exprimate ca raport molar kmoli
solut kmol gaz purtător la intrarea respectiv ieşirea din coloană
X0 Xn ndash concentraţiile solutului (H2S) icircn absorbant exprimate ca raport molar kmoli solutkmol
absorbant la intrarea respectiv la ieşirea din coloană
Tn+1 T1 ndash temperaturile fluxului de gaz la intrarea respectiv la ieşirea din coloană
T0 Tn ndash
temperaturile fluxului de absorbant la intrarea respectiv la ieşirea din coloana de
absorbţie
Algoritmul de calcul al coloanei de absorbţie are următoarele etape
1 - Se determină debitele şi concentraţiile fluxurilor din coloana de absorbţie Din datele
iniţiale de proiectare se calculează debitul molar G0 şi concentraţiile Yn+1 Y1 (ca rapoarte
molare)
2 ndash Se calculează temperatura medie pe coloana de absorbţie şi la această temperatură se
obţin datele de echilibru pentru sistemul solut-absorbant Se alege o concentraţie Xn astfel icircncacirct
la determinarea numărului de talere teoretice prin metoda grafică să rezulte un număr rezonabil
de talere
3 ndash Se calculează debitul molar L0 prin bilanţ material pe componentul solut icircn jurul
coloanei de absorbţie
0 n 1 0 0 0 1 0 nG Y L X G Y L X (11)
n 1 10 0
n 0
Y YL G
X X
(12)
4 ndash Se verifică temperatura din baza coloanei prin bilanţ termic
5 ndash Se calculează debitele parţiale ale componenţilor la ieşirea din coloană şi
concentraţiile componenţilor icircn fracţii molare
6 ndash Se calculează diametrul şi icircnălţimea coloanei de absorbţie
7 ndash Se estimează pierderile de absorbant la vacircrful coloanei de absorbţie
6
11 Calculul debitelor şi concentraţiilor fluxurilor din coloana de absorbţie
Din datele de intrare se calculează debitul molar de gaz impurificat
T
230000G 427827
224 24
kmoli h
Cunoscacircnd concentraţia H2S icircn gazul purtător (metanul) se calculează debitul molar de
H2S respectiv de metan
n 1H S T H S2 2
G G y 427827 008 34226 kmoli h
0 T metanG G y 427827 092 393601 kmoli h
Se calculează raportul molar n 1Y
n 1
34226Y 00870
393601 kmol H2S kmol metan
sau
n 1n 1
n 1
y 008Y 00870
1 y 1 008
kmol H2S kmol metan
sau
n 1
8Y 00870
92 kmol H2S kmol metan
Din relaţia de definiţie a gradului de absorbţie se calculează raportul molar Y1
n 1 11 n 1
n 1
Y Y100 Y 1 Y
Y
(13)
1Y 1 098 00870 000174 kmol H2S kmol metan
Concentraţia H2S icircn absorbantul sărac se cunoaşte din datele de proiectare
0 2X 005 kmoliH S kmoliMEA
Concentraţia Xn se alege astfel icircncacirct la determinarea numărului de talere teoretice prin
metoda grafică să rezulte un număr rezonabil de talere
n 2Se consider X 06 kmoliH S kmoliMEAă
7
Debitul molar de absorbant L0 se calculează prin bilanţ material icircn jurul coloanei de
absorbţie conturul I din figura 1 cu relatia (12)
0
00870 000174L 393601 610153kmoli h
06 005
0L 610153kmoli h 6108 3726815kg hMEA
Se calculează debitele parţiale ale componenţilor icircn fiecare flux la intrarea şi ieşirea din
coloană şi concentraţiile componenţilor icircn fracţii molare
Debite şi concentraţii icircn fluxul de gaz bogat la intrarea icircn coloană
0G 393601kmoli h 393601 16 6297616 kgh metan
n 1H S2
G 34226 34 1163684 kgh H2S
n 1T 0 H S2
G G G 6297616 1163684 7461300 kgh gaz bogat
Debite şi concentraţii icircn fluxul de gaz sărac la ieşirea din coloană
0G 393601kmoli h 393601 16 6297616 kgh metan
1H S 0 12
G G Y 393601 000174 0685 kmolih H2S
1H S2
G 0685kmoli h 34 2329 kgh H2S neabsorbit
11 0 H S2
G G G 393601 0685 394286 kmolih gaz sărac
11 0 H S2
G G G 6297616 2329 6320906 kgh gaz sărac
1
0685y 000174
393601 0685
fracţii molare H2S
Debite şi concentraţii icircn absorbantul sărac la intrarea icircn coloană
0L 610153kmoli h 6108 3726815 kgh MEA
Cunoscacircnd concentraţia soluţiei de amină (15 masă) se poate calcula debitul de soluţie apoasă
de MEA
0s
100L 3726815 24845433
15 kgh soluţie MEA
8
Soluţia apoasă de MEA este alcătuită din
3726815 kg h MEA iş
24845433 3726815 21118618 kg h ap 1173257kmoli h apă ă
1H S 0 02
L L X 610153 005 30508 kmol h H2S
1H S2
L 30508 34 103727 kg h H2S
1 10 0 H SS 2
L L L 610153 30508 640661 kmolh
1 10 0 H SS S 2
L L L 24845433 103727 2494916 kgh soluţie absorbant sărac
MEA
610153x 00494
610153 1173257
fracţii molare MEA
apa MEAx 1 x 1 00494 09506 fracţii molare apă
Debite şi concentraţii icircn absorbantul bogat la ieşirea din coloană
nH S 0 n2
L L X 610153 06 36609 kmolih H2S
nH S2
L 36609 34 1244706 kgh H2S
n n0 0 H SS 2
L L L 610153 36609 97624 kmoli h
n n0 0 H SS 2
L L L 24845433 1244706 26090139 kgh soluţie absorbant bogat
n
36609x 0375
610153 36609
fracţii molare H2S
12 Bilanţ termic pe coloana de absorbţie
Din datele inițiale de proiectare se cunoaște temperatura de intrare a gazului impurificat
n 1T respectiv a absorbantului sărac oT
Icircn funcție de acestea se estimează temperatura la vacircrful coloanei 1T respectiv
temperatura la baza coloanei nT astfel
9
0
1 0T T 5 10 C (14)
0
n n 1T T 10 30 C (15)
Cu relațiile (14) și (15) se estimează temperatura T1 respectiv temperatura Tn
0
1T 30 6 36 C
0
nT 25 25 50 C
Icircn scopul verificării temperaturii Tn din baza coloanei de absorbtie se efectuează un
bilanț termic pe conturul I din figura 1 conform următoarei relații
TT T T T TTn 1 n 1 1 1 R0n 1 n 1 1 1 nn0 0 0 0G L G LS s0 0 0 0
G H G H L h G H G H G h L h (16)
unde
n 1 10 0G G reprezintă debitul de gaz purtător la intrarea ieşirea din coloană kgh
T Tn 1 1G G0 0
H H reprezintă entalpia icircn fază vapori a gazului purtător la temperatura Tn+1 respectiv T1
kJ kg
n 1 1G G reprezintă debitul de H2S la intrarea ieşirea din coloană kg h
T Tn 1 1H H reprezintă entalpia icircn fază vapori a H2S la temperatura Tn+1 respectiv T1 kJ kg
0SL reprezintă debitul soluţiei de absorbant sărac kg h
T T0 nL L0 0
h h reprezintă entalpia icircn faza lichid a absorbantului la temperatura T0 respectiv Tn
kJ kg
RG reprezintă debitul de H2S absorbit kg h
Tnh reprezintă entalpia icircn faza lichid a H2S absorbit la temperatura Tn kJ kg
Consideracircnd că atacirct gazul purtător cacirct şi soluţia de absorbant au aceeaşi compoziţie la
intrarea şi ieşirea din coloană bilanţul termic (16) se poate scrie
T T1 n 10 0 pGo 1 n 1G G0 0
G H H G c T T (17)
T T0 00 0 pGo n 0L LS S0 0
L h h L c T T (18)
10
unde
pG
0
c reprezintă căldura specifică medie izobară a etanului kJ kg0C care se calculează cu
relaţii din literatură
pL0
c reprezintă căldura specifică medie a soluţiei de absorbant kJkg0C care se citeşte din
literatură
De asemenea ținacircnd seama de căldura de reacție ΔHR și de faptul că G1 este foarte mic
și se poate neglija relația (16) se reduce la forma
RR pGo 1 n 1 0 pLo n 0S
G H Gc T T L c T T (19)
RR 0 pLo 0 pGo 1 n 1S
n b
0 pGos
G H L c T Gc T TT T
L c
(110)
Temperatura Tn se verifică cu relația de bilanț termic (110) icircn care debitele fluxurilor
inplicate au fost calculate anterior și anume
0G 393601kmol h 393601 16 6297616 kg h
SoL 24845433 kg h soluţie MEA
RH S 0 n 1 12
G G Y Y 393601 00870 000174 33558 kmoli h H2S
RH S2
G 33558 34 1140972 kg h H2S reacţionat
Căldura specifică medie izobară a gazului purtător (metanul) pGoc se calculează la
temperatura medie aritmetică icircntre T1 şi Tn+1 cu relația
T 2 3
pc A B T C T D T
unde ABCD ndash constante specifice gazului purtător (metanul) care sunt tabelate icircn literatură
01 n 1T T 36 25T 305 C 273 305 3035
2 2
K
11
A= 120286 102
B= 325640
C= 07481610-3
D= - 707198 10-7
tan
305 2 3 2 7 3120286 10 325640 3035 074816 10 3035 ( 707198) 10 3035
22368 2237 0 6
epc
J kg K kJ kg K
Căldura specifică medie a soluţiei de absorbant pLoc se citeşte din grafice la temperatura
medie aritmetică icircntre T0 şi Tn
00 nT T 30 50T 40 C
2 2
Se obține
042 Cp
L0
c 4 kJ kg 0C
Căldura de reacție a H2S cu MEA se citește din tabele din literatură Se obține
ΔHR= 1910 kJ kg
Aplicacircnd relația (110) se obține
n b
1140972 1910 24845433 4 32 6297616 1775 36 25T T
24845433 4
0n bT T 5169 C
Valoarea temperaturii icircn baza coloanei de absorbţie obţinută prin calcul este icircn bună
concordanţă cu valoarea propusă Tn = 500C şi deci calculul temperaturii Tn se consideră icircncheiat
Se calculează temperatura medie pe coloană ca medie aritmetică icircntre T1 şi Tn
1 nm
T T 36 50T 43
2 2
0C
12
13 Determinarea numărului de talere teoretice din coloana de absorbţie
Numărul de talere teoretice se determină prin metoda grafică simplificată şi se parcurg
următoarele etape
- la temperatura medie pe coloană şi pentru valori de X cuprinse icircntre X0 şi Xn se citesc
din grafice din literatură valorile presiunii parţiale H2S
- din legea lui Dalton se calculează fracţiile molare ale H2S care apoi se transformă icircn
rapoarte molare Y
- curba de echilibru Y-X se reprezintă icircn grafic semilogaritmic
- se fixează coordonatele punctelor prin care trece dreapta de operare A(X0Y1) şi
B(YnYn+1)
Se alege Xn=06 kmoli H2S kmol MEA
X0= 005 kmol H2S kmol MEA
Yn+1= 00870 kmol H2S kmol metan
Y1= 000174 kmol H2S kmol metan
- pentru reprezentarea dreptei de operare icircn grafic semilogaritmic sunt necesare şi alte
puncte intermediare icircn afara punctelor extreme A şi B Icircn ecuaţia dreptei de operare
se dau valori lui Y icircntre X0 şi Xn şi se calculează valorile lui Y
- se reprezintă icircn acelaşi grafic icircn coordonatele Y-X atacirct curba de echilibru cacirct şi
curba de operare şi se duc orizontale şi verticale pornind de la punctul B pacircnă la A
Numărul de orizontale reprezintă necesarul de echilibre pentru absorbţia respectivă
13
Tabelul 11 Calculul curbei de echilibru pentru coloana de absorbţie a H2S icircn soluţie de
MEA 15 masă P= 5 bar
X 2kmolH S
kmolMEA 2H Sp bar y= H S2
p P yY
1 y
kmolH2Skmol metan
005 16 10-4
32 10-5
32 10-5
01 59 10-4
118 10-4
118 10-4
02 39 10-3
78 10-4
78 10-4
03 115 10-3
23 10-3
23 10-3
04 45 10-2
9 10-3
908 10-3
05 69 10-2
14 10-2
142 10-2
06 98 10-2
19 10-2
19 10-2
Presupunem Xn = 06 kmol H2S kmol MEA
0L 610153 kmol h MEA
0G 393601 kmol h metan
Tabelul 12 Calculul curbei de operare pentru coloana de absorbţie a H2S icircn soluţie de
MEA 15 masă
X kmol H2S kmol MEA 0
n n 1
0
LY X X Y
G kmol H2S kmol metan
X0= 005 Y1 = 000174
01 000949
02 00250
03 00405
04 00560
05 00715
Xn=06 Yn+1 = 00870
Din graficul din Anexa 1 obţinem un număr de talere Ntt = 175
14
14 Dimensionarea coloanei de absorbţie
141 Diametrul coloanei de absorbţie
Coloana de absorbţie este echipată cu talere cu supape
Calculul diametrului se face conform metodologiei Glitsch
Debitele implicate icircn relaţii au fost calculate icircn subcapitolul11
TG = 7461300 kgh gaz bogat
n0s
L = 26090139 kgh soluţie absorbant bogat
Masa molară medie a gazului bogat se calculează cu relația (111)
Mv= metan me tan H S H S2 2 M y M y (111)
Mv = 16 092 34 008 1744 kg kmol
Densitatea vaporilor se calculează cu relaţia (112)
3v
v
n 1
P M 5 17443526kg m
R T 0083 273 25
(112)
Aplicacircnd legea generală a gazelor se calculează debitul volumic de vapori
37461300V 0588m s
3526 3600
Densitatea soluţiei de MEA la ieşirea din coloană se citeşte din grafice din literatură la
temperatura din bază (se neglijează contribuţia H2S absorbit la densitatea soluţiei de absorbant)
ρl = 992 kgm3
Se calculează debitul maxim de vapori corectat cu relația (113)
05
vc
l v
V V
(113)
05
3c
3526V 0588 00351 m s
992 3526
Se calculează debitul volumic de soluţie de absorbant
26090139L 0438
992 60
m
3 min
Din grafice din literatură se citeşte CAF pentru ρv= 2074 kgm3 şi s = 06 m şi se obţine
CAF = 042
15
Se aplică următoarele relaţii
LB 005575
NP FI FS CAF
(114)
C
d
328VLC
30 v FI FS CAF
(115)
05
2
c
B B 314CD
1571
(116)
unde NP=1 FIcirc=07FS=07CAF=042 vd= 012
0438B 005575 0118
1 07 07 042
0438 328 00788C 1378
30 012 07 07 042
05
2
c
0118 0118 314 1378D 1617m
1571
142 Icircnălţimea coloanei de absorbţie
Icircnălţimea coloanei de absorbţie echipată cu talere cu supape se calculează cu relaţia
c TR V bI N 1 s I I (117)
NTR ndash numărul de talere reale din coloană se calculează după calculul eficacităţii medii globale
Icircn lipsa datelor generale de eficacitate Em sau a unor relaţii care să icircnglobeze efectul tuturor
factorilor care influenţează eficacitatea talerelor se recomandă ca Em să se estimeze icircn jur de
15
s ndash distanţa icircntre talere se alege 06 m
16
Icircv ndash icircnălţimea de la ultimul taler la vacircrful coloanei se alege 1 m
Icircb ndash icircnălţimea de la baza coloanei la primul taler din bază se alege 15 m
TTTR
m
N 175N 11667 12
E 015 talere reale
cI 12 1 06 1 15 91 m
15 Calculul pierderilor de absorbant
La vacircrful coloanei de absorbţie au loc pierderi de absorbant datorită antrenărilor cu gaz
inert Aceste pierderi se calculează cu relaţia
c
i ii 1
p 1 c
i ii 1
K xL G
1 K x
(118)
pL - reprezintă debitul molar de absorbant (apă şi amină) pierdut pe la vacircrful coloanei de
absorbţie
1G - debitul de gaz purificat de la vacircrful coloanei de absorbţie kmolih
ix - fracţia molară a componentului i din amestecul absorbant
iK - constanta de echilibru a componentului i din amestecul absorbant la temperatura şi
presiunea de la vacircrful coloanei
Debitul molar de gaz purificat de la vacircrful coloanei de absorbţie precum şi fracţiile
molare ale apei şi MEA icircn amestecul absorbant sunt calculate anterior Constantele de echilibru
ale apei şi MEA icircn amestecul absorbant la temperatura şi presiunea de la vacircrful coloanei sunt
2
apa
5
a min
K 1182 10
K 70605 10
5 5
p 5 5
1182 10 09506 70605 10 00494L 393601 4474
1 1182 10 09506 70605 10 00494
kmolih
17
Funcţiile molare icircn faza vapori se calculează cu relaţia
i i iY K x (119)
2
apay 1182 10 09506 00112 fracţii molare
5
aminay 70605 10 00494 000000349 fracţii molare
Pierderile din fiecare component al absorbantului sărac se calculează cu relaţiile
apap p 1 apaL L G y (120)
a min ap p 1 a minaL L G y (121)
yapă yamină ndash fracţiile molare icircn fază vapori
apapL 4474 393601 00112 4458 kmolih
apapL 80244kg h 1925856 kgzi
a min apL 4474 393601 000000349 0001385 kmolh
a min apL 00857kg h 20569 kgzi
Pentru completarea pierderilor de absorbant schema tehnologică a instalaţiei de
eliminare a H2S va fi prevăzută cu vas de completare cu absorbant
18
2 PROIECTAREA TEHNOLOGICĂ A COLOANEI DE DESORBŢIE
Realizarea unui anumit grad de stripare a gazului acid din soluția de absorbant bogat ce
alimentează coloana de absorbție pentru un debit de abur de stripare dat un număr de talere sau
un strat de umplutură de o anumită icircnălțime Calculul acestora se face icircn funcție de numărul de
talere teoretice Pentru determinarea numărului de talere teoretice se aplică metoda grafică
simplificată iar datele de echilibru se obțin la temperaturi medii mari specifice operațiunii de
desorbție
Icircn practica industrială striparea gazelor acide (și icircn special a H2S) se face cu abur
indirect folosind un refierbător Aburul de stripare care părăsește coloana de vacircrf se condensează
și se reicircntoarce icircn coloană ca reflux
Fluxurile din coloana de stripare şi concentraţiile lor sunt cele simbolizate icircn figura 2
QC
QR
I
V yb
Lrsquox1
L x T0 0 B
TB
V y0 v vT
L x T0 n f
H S2
II
Figura 2 Fluxurile şi concentraţiile lor icircn coloana de stripare
19
Icircn figura 2 semnificaţia simbolurilor este
Lo- reprezintatilde fluxul absorbant kmolih
LR ndash refluxul concentrate icircn apatildekmolih
Xn ndash concentraţia H2S icircn absorbantul bogat kmoli H2S kmol MEA
Xo ndash concentraţia H2S icircn absorbantul sărac kmoli H2S kmol MEA
YB- ndash concentraţia H2S icircn abur la ieşirea din refierbatildetor kmol H2S kmol abur
Yv- ndash concentraţia H2S icircn abur la ieşirea din coloanatilde kmol H2S kmol abur
Algoritmul de calcul al coloanei de desorbție are următoarele etape
1 se determină temperatura la vacircrful coloanei se efectuează bilanțul termic pe coloană
și se calculează debitul de vapori de stripare precum și consumul de abur la
refierbător
2 se calculează temperatura medie pe coloana de desorbție și la această temperatură se
obțin datele de echilibru pentru sistemul solut-absorbant
3 se determină diametrul și icircnălțimea coloanei cu metodologia specifică tipului de
dispozitive de contactare (talere sau umplutură)
21 Bilanțul termic și regimul de temperaturi
Pentru determinarea temperaturii la vacircrful coloanei de desorbţie se pleacă de la faptul că icircn
condiţii de echilibru presiunea parţială a aburului (component majoritar la vacircrful coloanei) este egală cu
presiunea de vapori a apei Presiunea parţială a solutului ( H S2p ) este dată de legea lui Dalton
2
Tv
H S v abur apaP P y P (21)
unde PV reprezintă presiunea la vacircrful coloanei de desorbţie bar (din datele de proiectare)
20
TvapaP - presiunea de vapori a apei la temperatura de vacircrf
yabur - reprezintă fracţia molară de abur calculată cu relaţia (22)
Rabur R
R H S2
Ly
L G
(22)
LR ndash debitul de reflux calculat cu relaţia (23)
RR H S2
L R G (23)
R ndash raţia de reflux (din datele de proiectare)
RH S2
G - debitul de H2S absorbit kmoli
RL 3 33558 100674 kmolh 1812132kgh apă
abur
100674y 075
100674 33558
fracţii molare abur
TvH S apa2
p 12 075 09bar 750 675 mmHg P
Temperatura la vacircrf se calculează cu relaţia lui Antoine (24)
v
Tvapa
TC
BAlnP
(24)
unde
ABC reprezintă constantele lui Antoine pentru apă
ln v
v
381644675 183036 T 97 C
4613 T
Temperatura de intrare Tf a absorbantului bogat icircn coloană este egală cu temperatura
de ieşire după schimbul de căldură cu absorbantul sărac de la baza coloanei de desorbţie se alege
Tf =80ordmC
21
Temperatura medie pe coloană se calculează ca media aritmetică icircntre temperatura
din vacircrf şi temperatura din bază (din datele de proiectare)
0B Vm
T T 115 97T 106 C
2 2
Presiunea medie se calculează ca medie aritmetică icircntre presiunea din vacircrf şi
presiunea din bază (din datele de proiectare)
B Vm
P P 12 14P 13bar
2 2
Pentru stabilirea sarcinii termice a refierbătorului respectiv consumul de abur VB se
efectuează un bilanţ termic pe coloana de desorbţie conform conturului I din figura 2
T TT T T TR RV Vf f R B0s H S R B 0 H S 0sL H S L V H S L2 2os 2 R o 2 os
L h G h L h Q V H G H L h (25)
unde
f
os
T
Lh - entalpia soluţiei de absorbant la temperatura Tf kJk
0V - debitul de vapori de apă de la vacircrful coloanei kgh
V
o
T
VH - entalpia vaporilor de apă la temperatura TV kJkg
RL - debitul de reflux (apă) (V0=LR) kgh
R
R
T
Lh - entalpia refluxului la temperatura TR kJkg
B
os
T
Lh - entalpia soluţiei de absorbant la temperatura din refierbător kJkg
22
Relaţia (25) se poate scrie ţinacircnd seama de căldurile specifice
)TT(cL)hh(L fBp0T
L
T
L0S0LS
f
S0
B
S0S
(26)
Neglijacircnd diferenţa de temperaturi (Tv-Tf) se poate scrie
T TR R V fH S R H S H S H S2 2 2 2
G H G (H h ) (27)
Ținacircnd cont de relațiile (26) și (27) relația (25) devine
T T RV R
B 0 p B f 0 H S RV LS L0 20 RSQ L c (T T ) V (H h ) G H (28)
Se calculează sarcina termică a refierbătorului cu relația (28)
V
0
T
VH - entalpia vaporilor de apă la temperatura TV=97ordmC s-a citit din tabele din literatură kJkg
V
0
T
VH 26715 kJ kg
R
R
T
Lh - entalpia refluxului la temperatura TR=60ordmC s-a citit din tabele din literatură kJkg
R
R
T
Lh = 2511 kJkg
pLos
c -se citeşte din grafice din literatură icircn funcţie de temperatura medie aritmetică icircntre TB şi
TR şi concentraţia soluţiei de MEA
0
pLos
c 41kJ kg C
RH se citeşte din tabele din literatură icircn funcţie de tipul absorbantului
RH = 1910 kJkg
Debitele masice ale fluxurilor implicate s-au calculat anterior
BQ 24845433 41 115 80 1812132 26715 2511 1140972 1910 1013066045kJ h
23
Cunoscacircnd sarcina refierbătorului se poate calcula debitul de vapori VB
B
TV
BB
l
QV (29)
unde
BTVl reprezintă căldura latentă de vaporizare a lichidului din refierbător icircn kJkg şi se calculează
cu relaţia (210)
)y1(lyll BBBT
aminaTapa
TV (210)
BTapal - căldura latentă de vaporizare a apei la temperatura TB kJkg
BT
a minal - căldura latentă de vaporizare a aminei la temperatura TB kJkg
y ndash fracţia molară a apei icircn vaporii VB la echilibru cu soluţia apoasă de amină care se calculează
conform indicațiilor din literatură
Pentru a calcula debitul de vapori VB cu relația (29) se calculează BT
Vl cu relația (210)
Fracția molară a apei icircn vaporii VB la echilibru cu soluția apoasă de amină se determină astfel
pentru o soluţie care conţine 15 masa amină şi 85 masă apă se citeşte din grafice din
literatură compoziţia apei icircn fază vapori şi se obţine 99 masă se transformă compoziţia fazei
vapori din masă icircn fracţii molare şi se găseşte y=0997 fracţii molare apă
BT
Vl (27048 4867) 0997 892 (1 0997) 2214kJ kg
B
1013066045 4575727kg hV 254207kmol h
2214 18
Debitul de abur la refierbător GB se calculează consideracircnd că se foloseşte abur de 5
bar şi temperatura de 115ordmC
24
10130660454872618
27533 6742BG
kgh
22 Determinarea numărului de talere teoretice din coloana de desorbţie
Numărul de talere teoretice se determină prin metoda grafică simplificată bazată pe
curba de echilibru pentru sistemul H2S-MEA la temperatura și presiunea medie din coloană şi pe
dreapta de operare Curba de echilibru Y-X se calculează pornind de la valorile presiunii parţiale
H2S citite din grafice din literatură pentru diferite valori de X şi la temperatura medie pe coloana
de desorbţie Tm=106ordmC Rezultatele obținute sunt prezentate icircn tabelul 21
Tabel 21 Calculul curbei de echilibru pentru coloana de desorbţie
2XkmoliH S kmoliMEA 2H Sp bar
2H S my p p
2
Y y (l y)
kmoliH S kmolabur
X0=005 34 10 330770 10 3
BY 308 10
01 215 10 21154 10 21167 10
02 275 10 25770 10 26123 10
03 121 10 11615 10 11926 10
04 15 10 13846 10 16250 10
05 17 10 15385 10 1167
Xn=06 195 10 17308 10 2715
Dreapta de operare trece prin punctele definite de concentraţiile fluxurilor icircn contracurent
la extremităţile coloanei si anume punctul A (Xn Yf) şi punctul B (X1 Yb) Concentraţia Yf se
calculează cu relaţia (211)
25
R
RSH
fL
GY 2 (211)
f 2
33558Y 0333 kmol H S kmol abur
100674
Concentraţia Yb se citeşte din curba de echilibru X-Y la valoarea lui X0 = 005
kmoliH2SkmoliMEA Se obține Yb = 000308 kmoliH2Skmoli abur
Concentraţia X1 se stabileşte prin bilanţ material pe conturul II din figura 2
0B0
B1 XY
L
VX (212)
Concentraţia X1 se calculează cu relația (212)
1 2
245207X 000308 005 00624kmolH S kmolMEA
610153
Calculul lor se face cu ecuația dreptei de operare (213) dacircnd valorile lui X icircntre X1 și Xn
01 B
LY (X X ) Y
V (213)
Icircn relația (213) se va ține seama că icircn zona de stripare debitul de vapori scade liniar icircntre
BV și 0V S-a reprezentat ghrafic icircn anexa 3 variația liniară a debitului de vapori cu
concentrația X icircntre punctele de coordonate A (06100674) și B (00624 245207)
Din acest grafic se citesc valorile lui V pentru diferite valori ale lui X cuprinse icircntre X1 și
Xn și se introduc icircn ecuația dreptei de operare Rezultatele sunt prerzentate icircn tabelul 22
26
Tabel 22 Calculul curbei de operare pentru coloana de desorbţie
X
kmol H2S kmol MEA b1V
LYXXY 0
kmol H2S kmol abur
V(grafic hr millimetrica)
X1=00624 3
BY 308 10 245207
01 21314 10 234
02 24464 10 207
03 28499 10 181
04 11390 10 1545
05 12150 10 127
Xn=06 1
fY 333 10 100674
Se reprezintă icircn acelaşi grafic icircn coordonate Y-X atacirct curba de echilibru cacirct şi curba
de operare şi se duc orizontale şi verticale pornind de la punctul B la punctul A Numărul de
orizontale reprezintă necesarul de echilibre pentru absorbţia respectivă şi s-au obţinut 8 talere
teoretice (vezi graficul din Anexa 2)
23 Dimensionarea coloanei de desorbţie
231 Diametrul coloanei de desorbţie
Coloana de desorbţie este echipată tot cu talere cu supape de acelaşi tip ca la coloana de
absorbţie
Calculul diametrului se face atacirct icircn zona superioară cacirct şi icircn cea inferioară a coloanei de
desorbţie conform metodologiei Glitsch
Calculul diametrului icircn zona superioară
Sarcina maximă de vapori icircn zona superioară este
Rmax 0 H S2
V V G 100674 33558 134232kmoli h
Debitul maxim de lichid este
max RL L 100674 18 1812132kg h apă
27
Masa molară medie a vaporilor de la vacircrful coloanei de desorbţie se calculează cu relaţia
v H S f abur f2M M y M 1 y (214)
unde
ff
f
y 0333y 025
1 y 1 0333
fracţii molare H2S
VM 34025+18(1-025)=22 kgkmol
Densitatea vaporilor se calculează cu relaţia
vv
v
v
P M 12 220860
R T 0083 273 97
kg m
3
Debitul masic de vapori este
VG maxV V M 134232 22 2953104 kg h
Aplicacircnd legea generală a gazelor se calculează debitul volumic de vapori
max
134232 22V 0954
0860 3600
m
3 s
Densitatea soluţiei de absorbant este ρl = 975 kg m3 şi s-a citit din grafice din literatură la
temperatura Tf
Debitul maxim de vapori corectat se calculează cu relaţia (215)
05
vc
l v
V V
(215)
05
c
0860V 0954 00283
975 0860
m
3s
Debitul maxim de lichid la vacircrful coloanei este
nmax os
L L 26090139 kg h soluţie absorbant bogat
Se calculează debitul volumic de soluţie de absorbant bogat
26090139L 0446
60 975
m
3 min
Din grafice din literatură se citeşte CAF pentru ρv=0860 kgm3 şi s=06 m şi se obţine CAF=04
28
Se aplică următoarele relaţii
LB 005575
NP FI FS CAF
(216)
c
d
328VLC
30v FI FS CAF
(217)
05
2
c
B B 314CD
1571
(218)
unde NP=1 FIcirc=055 FS=07 vd= 005 ms CAF = 04
0446B 005575 0161
1 055 07 04
0446 328 00283C 0900
30 005 055 07 04
05
20161 0161 314 0900D 1586
1571
m
Calculul diametrului icircn zona inferioară
Sarcina maximă de vapori este
max BV V 245207kmol h 18 4413726 kgh
Debitul maxim de lichid este
1max os
L L 2494916 kgh soluţie absorbant sărac
Densitatea vaporilor se citeşte din literatură la temperatura din bază consideracircnd că
vaporii sunt alcătuiţi numai din abur ρv = 0965 kgm3
Se calculează debitul volumic de vapori
max
4413726V 1271
0965 3600
m
3s
Densitatea soluţiei de MEA 15 masă la temperatura de TB sbquo 1150C este
l 9404 kgm3
Se calculează debitul maxim de vapori corectat cu relaţia (215)
29
05
c
0965V 1271 00407
9404 0965
m
3s
Se calculează debitul volumic de soluţie de absorbant
2494916L 0442
9404 60
m
3 min
Din grafice din literatură se citeşte CAF pentru ρv = 0965 kgm3 şi s= 06m şi se obţine
CAF = 041
Se aplică relaţiile 216217218
0442B 005575 0156
1 055 07 041
0442 328 00407C 1140
30 005 055 07 041
05
20156 0156 314 1140Dc 1752
1571
m
Deoarece diferenţa icircntre diametrul zonei superioare şi cel al zonei inferioare nu este mai
mare de 02 m icircntreaga coloană se construieşte cu diametrul zonei inferioare
232 Icircnălţimea coloanei de desorbţie
Icircnălţimea coloanei de desorbţie se calculează cu relaţia (219)
c TR v bI N 1 s I I (219)
Eficacitatea medie globală se estimează ca fiind 25 Numărul real de talere din coloană se
calculează cu relaţia
TTTR
m
N 8N 32
E 025 talere reale
cI 32 1 06 1 15 211 m
30
24 Determinarea necesarului de agenți termici din instalație
241 Calculul schimbului termic absorbant sărac-absorbant bogat
Deoarece absorbantul sărac iese din refierbătorul de la baza coloanei de fracționare ca
lichid la punct de fierbere cu temperatura Tb= 1150C şi trebuie să intre pe la vacircrful coloanei de
absorbţie cu temperatura T0=300C se impune ca acest flux termic să fie valorificat pentru a
realiza schimbul de căldură cu absorbantul bogat care iese de la baza coloanei de absorbţie cu
temperatura Tn = 500C şi care trebuie să intre ca flux de alimentare icircn coloana de stripare la
temperatura de Tf = 800C
Temperatura Tx cu care iese absorbantul sărac din schimbul de căldură se şi apoi se
verifică prin bilanţ termic icircn jurul schimbătorului de căldură 3 din schema din anexa 4
T T Tn nb n xo 0 0 LL L Ls n 0o n 0ss s00
L h L h L h L h (220)
Deoarece icircn literatură nu există date de entalpii pentru soluţiile de amine ci numai date
de călduri specifice putem scrie următoarele relaţii
TTb x0 L 0 p b xLs 0 s0s Ls 0
L h h L c T T (221)
T Tn nf n0 0 p f nL LS 0 n Ln 0 0
L h h L c T T
(222)
Ținacircnd cont de relațiile (221) și (222) relația(220) se poate scrie
n0 p f n 0 p b xsL L0 0
L c T T L c T T (223)
unde 0sL - debitul soluţiei de absorbant sărac kgh
n0L - debitul de absorbant bogat kgh
pL0
c - căldura specifică medie a soluţiei de absorbant bogat respectiv sărac kJkg
0C se citeşte din grafice din literatură la temperatura medie a temperaturilor respective
Temperatura cu care iese absorbantul regenerat din schimbul de căldură se presupune ca fiind
0
XT 85 C și se verifică cu relația (223)
31
026090139 395 (80 50) 2494916 41(115 Tx) Tx 84776 C
Temperatura 0
XT 85 C presupusă s-a verificat deoarece relația (223) s-a verificat icircn
limita unei erori impuse (lt2)
242 Determinarea necesarului de apă de răcire la răcitorul suplimentar
Conform schemei tehnologice icircn instalaţie există un răcitor suplimentar al fluxului de
absorbant sărac cu rolul de a răci absorbantul sărac de la temperatura Tx la temperatura T0
Pentru calculul debitului de apă de răcire la răcitorul suplimentar se scrie relația (224) de
bilanț termic icircn jurul schimbătorului de căldură 2 din schema din Anexa 4
TT TT 0x eiapa apa 0 apa apa 0L Ls0 0s s
G h L h G h L h (224)
Din relaţia (224) se obține că
0 p x 0s L0apa T Te i
apa apa
L c T T
Gh h
(225)
unde T Te iapa apah h reprezintă entalpiile apei de răcire la temperatura de intrare respectiv de ieşire
icircn kJkg
Gapa ndash reprezintă debitul de apă de răcire kgh
pL0
c - reprezintă căldura specifică medie a soluţiei de absorbant sărac hJkg0C
Se citeşte din grafice din literatură la temperatura medie aritmetică a temperaturilor
respective
0575 Cp
L0
c 399 kJkg0C
Consideracircnd că apa intră cu temperatura de 280C şi iese cu 40
0C necesarul de apă de
răcire la răcitorul suplimentar se calculează cu relația (225)
apa
2494916 399 85 30G 109152575
1675 11734
kgh
32
243 Determinarea necesarului de abur saturat la refierbător
Cunoscacircnd sarcina refierbătorului coloanei de stripare se poate calcula și debitul de abur
la refierbător GB
BB T Ti e
apaabur
QG
H h
(226)
unde T Ti e
apaaburH h - reprezintă entalpia aburului apei la intrarea ieşirea icircn refierbător kJkg
care se citeşte din tabele din literatură
Consideracircnd că se foloseşte abur de 6 bar şi temperatura de 1600C debitul de abur la
refierbător GB se calculează cu relația (226)
B
1013066045G 4872618
27533 6742
kgh
33
3 AUTOMATIZAREA INSTALAŢIEI DE ELIMINARE A
HIDROGENULUI SULFURAT
Prin automatizarea instalaţiei de eliminare a H2S prin absorbţie icircn soluţie apoasă de MEA
icircn cadrul acestui proiect se icircnţelege
- implementarea structurilor de reglare a parametrilor de regim pe cele două coloane
o presiune la coloana de absorbţie
o presiune şi temperatură la coloana de desorbţie
- implementarea structurilor de reglare a debitelor
o fluxului de gaz bogat la intrarea icircn coloana de absorbţie
o fluxului de absorbant sărac la intrarea icircn coloana de absorbţie
o fluxului de absorbant bogat la intrarea icircn coloana de desorbţie
- implementarea structurilor de reglare a nivelului
o la baza coloanei de absorbţie
o la baza coloanei de desorbţie
o icircn vasul de reflux
34
BIBLIOGRAFIE
1 PROII Reference Manual
2 Marinoiu V Paraschiv N Automatizarea proceselor chimice vol 2 Editura Tehnică
1992
3 Reid RC Prausnitz JMPolingB The Properties of Gases and Liquids vol2
4 Robu V I Procese şi Aparate de Separare icircn Industria Petrolului şi Petrochimie Editura
Didactică şi Pedagogică Bucureşti 1968 pg 398
5 Şomoghi V şa Proprietăţi fizice utilizate icircn calcule termice şi fluidodinamice UPG
Ploieşti 1997
6 Strătulă C Fracţionarea Principii şi Metode de Calcul Ed Tehnică Bucureşti 1986
7 Strătulă C Purificarea gazelor Editura Ştiinţifică şi Enciclopedică Bucureşti
1984pg83131141143-148158161175-177179192255-258321-
327442451-452447-448
8 Suciu G C (coordonator) Ingineria prelucrării hidrocarburilor vol3 editura Tehnică
Bucureşti 1987 pg163
9 Suciu G C (coordonator) Ingineria prelucrării hidrocarburilor vol1 editura Tehnică
Bucureşti 1977
10 Taran C Strătulă C Procedee difuzionale de separare vol 12 IPG Ploieşti 1979
35
Anexe
Anexa 1 Determinarea numărului de talere teoretice prin metoda grafică pentru coloana
de absorbţie a H2S icircn soluţii apoase de MEA
36
Anexa 2 Determinarea numărului de talere teoretice prin metoda grafică pentru coloana
de desorbţie a H2S din soluţii apoase de MEA
37
Anexa 3 Variaţia debitului de abur de-a lungul coloanei de desorbţie
38
Anexa 4 Schema tehnologică de eliminare a H2S
39
Anexa 5 Schema automatizată a instalaţiei de eliminare a H2S
40
Anexa 6 Schema tehnologica a instalatiei clasice de eliminare a gazelor acide prin
absorbtie in solutii apoase se amine
1-coloana de absorbtie
2-racitor
3-schimbator de caldura intre solutia bogata si solutia saraca de amina
4-coloana de desorbtie
5-refierbator
6-condensator
7-vas de reflux
8-vas de completare cu absorbant
5
L0 ndash debitul de absorbant (MEA) kmolih
Yn+1 Y1 ndash concentraţiile solutului (H2S) icircn gazul purtător exprimate ca raport molar kmoli
solut kmol gaz purtător la intrarea respectiv ieşirea din coloană
X0 Xn ndash concentraţiile solutului (H2S) icircn absorbant exprimate ca raport molar kmoli solutkmol
absorbant la intrarea respectiv la ieşirea din coloană
Tn+1 T1 ndash temperaturile fluxului de gaz la intrarea respectiv la ieşirea din coloană
T0 Tn ndash
temperaturile fluxului de absorbant la intrarea respectiv la ieşirea din coloana de
absorbţie
Algoritmul de calcul al coloanei de absorbţie are următoarele etape
1 - Se determină debitele şi concentraţiile fluxurilor din coloana de absorbţie Din datele
iniţiale de proiectare se calculează debitul molar G0 şi concentraţiile Yn+1 Y1 (ca rapoarte
molare)
2 ndash Se calculează temperatura medie pe coloana de absorbţie şi la această temperatură se
obţin datele de echilibru pentru sistemul solut-absorbant Se alege o concentraţie Xn astfel icircncacirct
la determinarea numărului de talere teoretice prin metoda grafică să rezulte un număr rezonabil
de talere
3 ndash Se calculează debitul molar L0 prin bilanţ material pe componentul solut icircn jurul
coloanei de absorbţie
0 n 1 0 0 0 1 0 nG Y L X G Y L X (11)
n 1 10 0
n 0
Y YL G
X X
(12)
4 ndash Se verifică temperatura din baza coloanei prin bilanţ termic
5 ndash Se calculează debitele parţiale ale componenţilor la ieşirea din coloană şi
concentraţiile componenţilor icircn fracţii molare
6 ndash Se calculează diametrul şi icircnălţimea coloanei de absorbţie
7 ndash Se estimează pierderile de absorbant la vacircrful coloanei de absorbţie
6
11 Calculul debitelor şi concentraţiilor fluxurilor din coloana de absorbţie
Din datele de intrare se calculează debitul molar de gaz impurificat
T
230000G 427827
224 24
kmoli h
Cunoscacircnd concentraţia H2S icircn gazul purtător (metanul) se calculează debitul molar de
H2S respectiv de metan
n 1H S T H S2 2
G G y 427827 008 34226 kmoli h
0 T metanG G y 427827 092 393601 kmoli h
Se calculează raportul molar n 1Y
n 1
34226Y 00870
393601 kmol H2S kmol metan
sau
n 1n 1
n 1
y 008Y 00870
1 y 1 008
kmol H2S kmol metan
sau
n 1
8Y 00870
92 kmol H2S kmol metan
Din relaţia de definiţie a gradului de absorbţie se calculează raportul molar Y1
n 1 11 n 1
n 1
Y Y100 Y 1 Y
Y
(13)
1Y 1 098 00870 000174 kmol H2S kmol metan
Concentraţia H2S icircn absorbantul sărac se cunoaşte din datele de proiectare
0 2X 005 kmoliH S kmoliMEA
Concentraţia Xn se alege astfel icircncacirct la determinarea numărului de talere teoretice prin
metoda grafică să rezulte un număr rezonabil de talere
n 2Se consider X 06 kmoliH S kmoliMEAă
7
Debitul molar de absorbant L0 se calculează prin bilanţ material icircn jurul coloanei de
absorbţie conturul I din figura 1 cu relatia (12)
0
00870 000174L 393601 610153kmoli h
06 005
0L 610153kmoli h 6108 3726815kg hMEA
Se calculează debitele parţiale ale componenţilor icircn fiecare flux la intrarea şi ieşirea din
coloană şi concentraţiile componenţilor icircn fracţii molare
Debite şi concentraţii icircn fluxul de gaz bogat la intrarea icircn coloană
0G 393601kmoli h 393601 16 6297616 kgh metan
n 1H S2
G 34226 34 1163684 kgh H2S
n 1T 0 H S2
G G G 6297616 1163684 7461300 kgh gaz bogat
Debite şi concentraţii icircn fluxul de gaz sărac la ieşirea din coloană
0G 393601kmoli h 393601 16 6297616 kgh metan
1H S 0 12
G G Y 393601 000174 0685 kmolih H2S
1H S2
G 0685kmoli h 34 2329 kgh H2S neabsorbit
11 0 H S2
G G G 393601 0685 394286 kmolih gaz sărac
11 0 H S2
G G G 6297616 2329 6320906 kgh gaz sărac
1
0685y 000174
393601 0685
fracţii molare H2S
Debite şi concentraţii icircn absorbantul sărac la intrarea icircn coloană
0L 610153kmoli h 6108 3726815 kgh MEA
Cunoscacircnd concentraţia soluţiei de amină (15 masă) se poate calcula debitul de soluţie apoasă
de MEA
0s
100L 3726815 24845433
15 kgh soluţie MEA
8
Soluţia apoasă de MEA este alcătuită din
3726815 kg h MEA iş
24845433 3726815 21118618 kg h ap 1173257kmoli h apă ă
1H S 0 02
L L X 610153 005 30508 kmol h H2S
1H S2
L 30508 34 103727 kg h H2S
1 10 0 H SS 2
L L L 610153 30508 640661 kmolh
1 10 0 H SS S 2
L L L 24845433 103727 2494916 kgh soluţie absorbant sărac
MEA
610153x 00494
610153 1173257
fracţii molare MEA
apa MEAx 1 x 1 00494 09506 fracţii molare apă
Debite şi concentraţii icircn absorbantul bogat la ieşirea din coloană
nH S 0 n2
L L X 610153 06 36609 kmolih H2S
nH S2
L 36609 34 1244706 kgh H2S
n n0 0 H SS 2
L L L 610153 36609 97624 kmoli h
n n0 0 H SS 2
L L L 24845433 1244706 26090139 kgh soluţie absorbant bogat
n
36609x 0375
610153 36609
fracţii molare H2S
12 Bilanţ termic pe coloana de absorbţie
Din datele inițiale de proiectare se cunoaște temperatura de intrare a gazului impurificat
n 1T respectiv a absorbantului sărac oT
Icircn funcție de acestea se estimează temperatura la vacircrful coloanei 1T respectiv
temperatura la baza coloanei nT astfel
9
0
1 0T T 5 10 C (14)
0
n n 1T T 10 30 C (15)
Cu relațiile (14) și (15) se estimează temperatura T1 respectiv temperatura Tn
0
1T 30 6 36 C
0
nT 25 25 50 C
Icircn scopul verificării temperaturii Tn din baza coloanei de absorbtie se efectuează un
bilanț termic pe conturul I din figura 1 conform următoarei relații
TT T T T TTn 1 n 1 1 1 R0n 1 n 1 1 1 nn0 0 0 0G L G LS s0 0 0 0
G H G H L h G H G H G h L h (16)
unde
n 1 10 0G G reprezintă debitul de gaz purtător la intrarea ieşirea din coloană kgh
T Tn 1 1G G0 0
H H reprezintă entalpia icircn fază vapori a gazului purtător la temperatura Tn+1 respectiv T1
kJ kg
n 1 1G G reprezintă debitul de H2S la intrarea ieşirea din coloană kg h
T Tn 1 1H H reprezintă entalpia icircn fază vapori a H2S la temperatura Tn+1 respectiv T1 kJ kg
0SL reprezintă debitul soluţiei de absorbant sărac kg h
T T0 nL L0 0
h h reprezintă entalpia icircn faza lichid a absorbantului la temperatura T0 respectiv Tn
kJ kg
RG reprezintă debitul de H2S absorbit kg h
Tnh reprezintă entalpia icircn faza lichid a H2S absorbit la temperatura Tn kJ kg
Consideracircnd că atacirct gazul purtător cacirct şi soluţia de absorbant au aceeaşi compoziţie la
intrarea şi ieşirea din coloană bilanţul termic (16) se poate scrie
T T1 n 10 0 pGo 1 n 1G G0 0
G H H G c T T (17)
T T0 00 0 pGo n 0L LS S0 0
L h h L c T T (18)
10
unde
pG
0
c reprezintă căldura specifică medie izobară a etanului kJ kg0C care se calculează cu
relaţii din literatură
pL0
c reprezintă căldura specifică medie a soluţiei de absorbant kJkg0C care se citeşte din
literatură
De asemenea ținacircnd seama de căldura de reacție ΔHR și de faptul că G1 este foarte mic
și se poate neglija relația (16) se reduce la forma
RR pGo 1 n 1 0 pLo n 0S
G H Gc T T L c T T (19)
RR 0 pLo 0 pGo 1 n 1S
n b
0 pGos
G H L c T Gc T TT T
L c
(110)
Temperatura Tn se verifică cu relația de bilanț termic (110) icircn care debitele fluxurilor
inplicate au fost calculate anterior și anume
0G 393601kmol h 393601 16 6297616 kg h
SoL 24845433 kg h soluţie MEA
RH S 0 n 1 12
G G Y Y 393601 00870 000174 33558 kmoli h H2S
RH S2
G 33558 34 1140972 kg h H2S reacţionat
Căldura specifică medie izobară a gazului purtător (metanul) pGoc se calculează la
temperatura medie aritmetică icircntre T1 şi Tn+1 cu relația
T 2 3
pc A B T C T D T
unde ABCD ndash constante specifice gazului purtător (metanul) care sunt tabelate icircn literatură
01 n 1T T 36 25T 305 C 273 305 3035
2 2
K
11
A= 120286 102
B= 325640
C= 07481610-3
D= - 707198 10-7
tan
305 2 3 2 7 3120286 10 325640 3035 074816 10 3035 ( 707198) 10 3035
22368 2237 0 6
epc
J kg K kJ kg K
Căldura specifică medie a soluţiei de absorbant pLoc se citeşte din grafice la temperatura
medie aritmetică icircntre T0 şi Tn
00 nT T 30 50T 40 C
2 2
Se obține
042 Cp
L0
c 4 kJ kg 0C
Căldura de reacție a H2S cu MEA se citește din tabele din literatură Se obține
ΔHR= 1910 kJ kg
Aplicacircnd relația (110) se obține
n b
1140972 1910 24845433 4 32 6297616 1775 36 25T T
24845433 4
0n bT T 5169 C
Valoarea temperaturii icircn baza coloanei de absorbţie obţinută prin calcul este icircn bună
concordanţă cu valoarea propusă Tn = 500C şi deci calculul temperaturii Tn se consideră icircncheiat
Se calculează temperatura medie pe coloană ca medie aritmetică icircntre T1 şi Tn
1 nm
T T 36 50T 43
2 2
0C
12
13 Determinarea numărului de talere teoretice din coloana de absorbţie
Numărul de talere teoretice se determină prin metoda grafică simplificată şi se parcurg
următoarele etape
- la temperatura medie pe coloană şi pentru valori de X cuprinse icircntre X0 şi Xn se citesc
din grafice din literatură valorile presiunii parţiale H2S
- din legea lui Dalton se calculează fracţiile molare ale H2S care apoi se transformă icircn
rapoarte molare Y
- curba de echilibru Y-X se reprezintă icircn grafic semilogaritmic
- se fixează coordonatele punctelor prin care trece dreapta de operare A(X0Y1) şi
B(YnYn+1)
Se alege Xn=06 kmoli H2S kmol MEA
X0= 005 kmol H2S kmol MEA
Yn+1= 00870 kmol H2S kmol metan
Y1= 000174 kmol H2S kmol metan
- pentru reprezentarea dreptei de operare icircn grafic semilogaritmic sunt necesare şi alte
puncte intermediare icircn afara punctelor extreme A şi B Icircn ecuaţia dreptei de operare
se dau valori lui Y icircntre X0 şi Xn şi se calculează valorile lui Y
- se reprezintă icircn acelaşi grafic icircn coordonatele Y-X atacirct curba de echilibru cacirct şi
curba de operare şi se duc orizontale şi verticale pornind de la punctul B pacircnă la A
Numărul de orizontale reprezintă necesarul de echilibre pentru absorbţia respectivă
13
Tabelul 11 Calculul curbei de echilibru pentru coloana de absorbţie a H2S icircn soluţie de
MEA 15 masă P= 5 bar
X 2kmolH S
kmolMEA 2H Sp bar y= H S2
p P yY
1 y
kmolH2Skmol metan
005 16 10-4
32 10-5
32 10-5
01 59 10-4
118 10-4
118 10-4
02 39 10-3
78 10-4
78 10-4
03 115 10-3
23 10-3
23 10-3
04 45 10-2
9 10-3
908 10-3
05 69 10-2
14 10-2
142 10-2
06 98 10-2
19 10-2
19 10-2
Presupunem Xn = 06 kmol H2S kmol MEA
0L 610153 kmol h MEA
0G 393601 kmol h metan
Tabelul 12 Calculul curbei de operare pentru coloana de absorbţie a H2S icircn soluţie de
MEA 15 masă
X kmol H2S kmol MEA 0
n n 1
0
LY X X Y
G kmol H2S kmol metan
X0= 005 Y1 = 000174
01 000949
02 00250
03 00405
04 00560
05 00715
Xn=06 Yn+1 = 00870
Din graficul din Anexa 1 obţinem un număr de talere Ntt = 175
14
14 Dimensionarea coloanei de absorbţie
141 Diametrul coloanei de absorbţie
Coloana de absorbţie este echipată cu talere cu supape
Calculul diametrului se face conform metodologiei Glitsch
Debitele implicate icircn relaţii au fost calculate icircn subcapitolul11
TG = 7461300 kgh gaz bogat
n0s
L = 26090139 kgh soluţie absorbant bogat
Masa molară medie a gazului bogat se calculează cu relația (111)
Mv= metan me tan H S H S2 2 M y M y (111)
Mv = 16 092 34 008 1744 kg kmol
Densitatea vaporilor se calculează cu relaţia (112)
3v
v
n 1
P M 5 17443526kg m
R T 0083 273 25
(112)
Aplicacircnd legea generală a gazelor se calculează debitul volumic de vapori
37461300V 0588m s
3526 3600
Densitatea soluţiei de MEA la ieşirea din coloană se citeşte din grafice din literatură la
temperatura din bază (se neglijează contribuţia H2S absorbit la densitatea soluţiei de absorbant)
ρl = 992 kgm3
Se calculează debitul maxim de vapori corectat cu relația (113)
05
vc
l v
V V
(113)
05
3c
3526V 0588 00351 m s
992 3526
Se calculează debitul volumic de soluţie de absorbant
26090139L 0438
992 60
m
3 min
Din grafice din literatură se citeşte CAF pentru ρv= 2074 kgm3 şi s = 06 m şi se obţine
CAF = 042
15
Se aplică următoarele relaţii
LB 005575
NP FI FS CAF
(114)
C
d
328VLC
30 v FI FS CAF
(115)
05
2
c
B B 314CD
1571
(116)
unde NP=1 FIcirc=07FS=07CAF=042 vd= 012
0438B 005575 0118
1 07 07 042
0438 328 00788C 1378
30 012 07 07 042
05
2
c
0118 0118 314 1378D 1617m
1571
142 Icircnălţimea coloanei de absorbţie
Icircnălţimea coloanei de absorbţie echipată cu talere cu supape se calculează cu relaţia
c TR V bI N 1 s I I (117)
NTR ndash numărul de talere reale din coloană se calculează după calculul eficacităţii medii globale
Icircn lipsa datelor generale de eficacitate Em sau a unor relaţii care să icircnglobeze efectul tuturor
factorilor care influenţează eficacitatea talerelor se recomandă ca Em să se estimeze icircn jur de
15
s ndash distanţa icircntre talere se alege 06 m
16
Icircv ndash icircnălţimea de la ultimul taler la vacircrful coloanei se alege 1 m
Icircb ndash icircnălţimea de la baza coloanei la primul taler din bază se alege 15 m
TTTR
m
N 175N 11667 12
E 015 talere reale
cI 12 1 06 1 15 91 m
15 Calculul pierderilor de absorbant
La vacircrful coloanei de absorbţie au loc pierderi de absorbant datorită antrenărilor cu gaz
inert Aceste pierderi se calculează cu relaţia
c
i ii 1
p 1 c
i ii 1
K xL G
1 K x
(118)
pL - reprezintă debitul molar de absorbant (apă şi amină) pierdut pe la vacircrful coloanei de
absorbţie
1G - debitul de gaz purificat de la vacircrful coloanei de absorbţie kmolih
ix - fracţia molară a componentului i din amestecul absorbant
iK - constanta de echilibru a componentului i din amestecul absorbant la temperatura şi
presiunea de la vacircrful coloanei
Debitul molar de gaz purificat de la vacircrful coloanei de absorbţie precum şi fracţiile
molare ale apei şi MEA icircn amestecul absorbant sunt calculate anterior Constantele de echilibru
ale apei şi MEA icircn amestecul absorbant la temperatura şi presiunea de la vacircrful coloanei sunt
2
apa
5
a min
K 1182 10
K 70605 10
5 5
p 5 5
1182 10 09506 70605 10 00494L 393601 4474
1 1182 10 09506 70605 10 00494
kmolih
17
Funcţiile molare icircn faza vapori se calculează cu relaţia
i i iY K x (119)
2
apay 1182 10 09506 00112 fracţii molare
5
aminay 70605 10 00494 000000349 fracţii molare
Pierderile din fiecare component al absorbantului sărac se calculează cu relaţiile
apap p 1 apaL L G y (120)
a min ap p 1 a minaL L G y (121)
yapă yamină ndash fracţiile molare icircn fază vapori
apapL 4474 393601 00112 4458 kmolih
apapL 80244kg h 1925856 kgzi
a min apL 4474 393601 000000349 0001385 kmolh
a min apL 00857kg h 20569 kgzi
Pentru completarea pierderilor de absorbant schema tehnologică a instalaţiei de
eliminare a H2S va fi prevăzută cu vas de completare cu absorbant
18
2 PROIECTAREA TEHNOLOGICĂ A COLOANEI DE DESORBŢIE
Realizarea unui anumit grad de stripare a gazului acid din soluția de absorbant bogat ce
alimentează coloana de absorbție pentru un debit de abur de stripare dat un număr de talere sau
un strat de umplutură de o anumită icircnălțime Calculul acestora se face icircn funcție de numărul de
talere teoretice Pentru determinarea numărului de talere teoretice se aplică metoda grafică
simplificată iar datele de echilibru se obțin la temperaturi medii mari specifice operațiunii de
desorbție
Icircn practica industrială striparea gazelor acide (și icircn special a H2S) se face cu abur
indirect folosind un refierbător Aburul de stripare care părăsește coloana de vacircrf se condensează
și se reicircntoarce icircn coloană ca reflux
Fluxurile din coloana de stripare şi concentraţiile lor sunt cele simbolizate icircn figura 2
QC
QR
I
V yb
Lrsquox1
L x T0 0 B
TB
V y0 v vT
L x T0 n f
H S2
II
Figura 2 Fluxurile şi concentraţiile lor icircn coloana de stripare
19
Icircn figura 2 semnificaţia simbolurilor este
Lo- reprezintatilde fluxul absorbant kmolih
LR ndash refluxul concentrate icircn apatildekmolih
Xn ndash concentraţia H2S icircn absorbantul bogat kmoli H2S kmol MEA
Xo ndash concentraţia H2S icircn absorbantul sărac kmoli H2S kmol MEA
YB- ndash concentraţia H2S icircn abur la ieşirea din refierbatildetor kmol H2S kmol abur
Yv- ndash concentraţia H2S icircn abur la ieşirea din coloanatilde kmol H2S kmol abur
Algoritmul de calcul al coloanei de desorbție are următoarele etape
1 se determină temperatura la vacircrful coloanei se efectuează bilanțul termic pe coloană
și se calculează debitul de vapori de stripare precum și consumul de abur la
refierbător
2 se calculează temperatura medie pe coloana de desorbție și la această temperatură se
obțin datele de echilibru pentru sistemul solut-absorbant
3 se determină diametrul și icircnălțimea coloanei cu metodologia specifică tipului de
dispozitive de contactare (talere sau umplutură)
21 Bilanțul termic și regimul de temperaturi
Pentru determinarea temperaturii la vacircrful coloanei de desorbţie se pleacă de la faptul că icircn
condiţii de echilibru presiunea parţială a aburului (component majoritar la vacircrful coloanei) este egală cu
presiunea de vapori a apei Presiunea parţială a solutului ( H S2p ) este dată de legea lui Dalton
2
Tv
H S v abur apaP P y P (21)
unde PV reprezintă presiunea la vacircrful coloanei de desorbţie bar (din datele de proiectare)
20
TvapaP - presiunea de vapori a apei la temperatura de vacircrf
yabur - reprezintă fracţia molară de abur calculată cu relaţia (22)
Rabur R
R H S2
Ly
L G
(22)
LR ndash debitul de reflux calculat cu relaţia (23)
RR H S2
L R G (23)
R ndash raţia de reflux (din datele de proiectare)
RH S2
G - debitul de H2S absorbit kmoli
RL 3 33558 100674 kmolh 1812132kgh apă
abur
100674y 075
100674 33558
fracţii molare abur
TvH S apa2
p 12 075 09bar 750 675 mmHg P
Temperatura la vacircrf se calculează cu relaţia lui Antoine (24)
v
Tvapa
TC
BAlnP
(24)
unde
ABC reprezintă constantele lui Antoine pentru apă
ln v
v
381644675 183036 T 97 C
4613 T
Temperatura de intrare Tf a absorbantului bogat icircn coloană este egală cu temperatura
de ieşire după schimbul de căldură cu absorbantul sărac de la baza coloanei de desorbţie se alege
Tf =80ordmC
21
Temperatura medie pe coloană se calculează ca media aritmetică icircntre temperatura
din vacircrf şi temperatura din bază (din datele de proiectare)
0B Vm
T T 115 97T 106 C
2 2
Presiunea medie se calculează ca medie aritmetică icircntre presiunea din vacircrf şi
presiunea din bază (din datele de proiectare)
B Vm
P P 12 14P 13bar
2 2
Pentru stabilirea sarcinii termice a refierbătorului respectiv consumul de abur VB se
efectuează un bilanţ termic pe coloana de desorbţie conform conturului I din figura 2
T TT T T TR RV Vf f R B0s H S R B 0 H S 0sL H S L V H S L2 2os 2 R o 2 os
L h G h L h Q V H G H L h (25)
unde
f
os
T
Lh - entalpia soluţiei de absorbant la temperatura Tf kJk
0V - debitul de vapori de apă de la vacircrful coloanei kgh
V
o
T
VH - entalpia vaporilor de apă la temperatura TV kJkg
RL - debitul de reflux (apă) (V0=LR) kgh
R
R
T
Lh - entalpia refluxului la temperatura TR kJkg
B
os
T
Lh - entalpia soluţiei de absorbant la temperatura din refierbător kJkg
22
Relaţia (25) se poate scrie ţinacircnd seama de căldurile specifice
)TT(cL)hh(L fBp0T
L
T
L0S0LS
f
S0
B
S0S
(26)
Neglijacircnd diferenţa de temperaturi (Tv-Tf) se poate scrie
T TR R V fH S R H S H S H S2 2 2 2
G H G (H h ) (27)
Ținacircnd cont de relațiile (26) și (27) relația (25) devine
T T RV R
B 0 p B f 0 H S RV LS L0 20 RSQ L c (T T ) V (H h ) G H (28)
Se calculează sarcina termică a refierbătorului cu relația (28)
V
0
T
VH - entalpia vaporilor de apă la temperatura TV=97ordmC s-a citit din tabele din literatură kJkg
V
0
T
VH 26715 kJ kg
R
R
T
Lh - entalpia refluxului la temperatura TR=60ordmC s-a citit din tabele din literatură kJkg
R
R
T
Lh = 2511 kJkg
pLos
c -se citeşte din grafice din literatură icircn funcţie de temperatura medie aritmetică icircntre TB şi
TR şi concentraţia soluţiei de MEA
0
pLos
c 41kJ kg C
RH se citeşte din tabele din literatură icircn funcţie de tipul absorbantului
RH = 1910 kJkg
Debitele masice ale fluxurilor implicate s-au calculat anterior
BQ 24845433 41 115 80 1812132 26715 2511 1140972 1910 1013066045kJ h
23
Cunoscacircnd sarcina refierbătorului se poate calcula debitul de vapori VB
B
TV
BB
l
QV (29)
unde
BTVl reprezintă căldura latentă de vaporizare a lichidului din refierbător icircn kJkg şi se calculează
cu relaţia (210)
)y1(lyll BBBT
aminaTapa
TV (210)
BTapal - căldura latentă de vaporizare a apei la temperatura TB kJkg
BT
a minal - căldura latentă de vaporizare a aminei la temperatura TB kJkg
y ndash fracţia molară a apei icircn vaporii VB la echilibru cu soluţia apoasă de amină care se calculează
conform indicațiilor din literatură
Pentru a calcula debitul de vapori VB cu relația (29) se calculează BT
Vl cu relația (210)
Fracția molară a apei icircn vaporii VB la echilibru cu soluția apoasă de amină se determină astfel
pentru o soluţie care conţine 15 masa amină şi 85 masă apă se citeşte din grafice din
literatură compoziţia apei icircn fază vapori şi se obţine 99 masă se transformă compoziţia fazei
vapori din masă icircn fracţii molare şi se găseşte y=0997 fracţii molare apă
BT
Vl (27048 4867) 0997 892 (1 0997) 2214kJ kg
B
1013066045 4575727kg hV 254207kmol h
2214 18
Debitul de abur la refierbător GB se calculează consideracircnd că se foloseşte abur de 5
bar şi temperatura de 115ordmC
24
10130660454872618
27533 6742BG
kgh
22 Determinarea numărului de talere teoretice din coloana de desorbţie
Numărul de talere teoretice se determină prin metoda grafică simplificată bazată pe
curba de echilibru pentru sistemul H2S-MEA la temperatura și presiunea medie din coloană şi pe
dreapta de operare Curba de echilibru Y-X se calculează pornind de la valorile presiunii parţiale
H2S citite din grafice din literatură pentru diferite valori de X şi la temperatura medie pe coloana
de desorbţie Tm=106ordmC Rezultatele obținute sunt prezentate icircn tabelul 21
Tabel 21 Calculul curbei de echilibru pentru coloana de desorbţie
2XkmoliH S kmoliMEA 2H Sp bar
2H S my p p
2
Y y (l y)
kmoliH S kmolabur
X0=005 34 10 330770 10 3
BY 308 10
01 215 10 21154 10 21167 10
02 275 10 25770 10 26123 10
03 121 10 11615 10 11926 10
04 15 10 13846 10 16250 10
05 17 10 15385 10 1167
Xn=06 195 10 17308 10 2715
Dreapta de operare trece prin punctele definite de concentraţiile fluxurilor icircn contracurent
la extremităţile coloanei si anume punctul A (Xn Yf) şi punctul B (X1 Yb) Concentraţia Yf se
calculează cu relaţia (211)
25
R
RSH
fL
GY 2 (211)
f 2
33558Y 0333 kmol H S kmol abur
100674
Concentraţia Yb se citeşte din curba de echilibru X-Y la valoarea lui X0 = 005
kmoliH2SkmoliMEA Se obține Yb = 000308 kmoliH2Skmoli abur
Concentraţia X1 se stabileşte prin bilanţ material pe conturul II din figura 2
0B0
B1 XY
L
VX (212)
Concentraţia X1 se calculează cu relația (212)
1 2
245207X 000308 005 00624kmolH S kmolMEA
610153
Calculul lor se face cu ecuația dreptei de operare (213) dacircnd valorile lui X icircntre X1 și Xn
01 B
LY (X X ) Y
V (213)
Icircn relația (213) se va ține seama că icircn zona de stripare debitul de vapori scade liniar icircntre
BV și 0V S-a reprezentat ghrafic icircn anexa 3 variația liniară a debitului de vapori cu
concentrația X icircntre punctele de coordonate A (06100674) și B (00624 245207)
Din acest grafic se citesc valorile lui V pentru diferite valori ale lui X cuprinse icircntre X1 și
Xn și se introduc icircn ecuația dreptei de operare Rezultatele sunt prerzentate icircn tabelul 22
26
Tabel 22 Calculul curbei de operare pentru coloana de desorbţie
X
kmol H2S kmol MEA b1V
LYXXY 0
kmol H2S kmol abur
V(grafic hr millimetrica)
X1=00624 3
BY 308 10 245207
01 21314 10 234
02 24464 10 207
03 28499 10 181
04 11390 10 1545
05 12150 10 127
Xn=06 1
fY 333 10 100674
Se reprezintă icircn acelaşi grafic icircn coordonate Y-X atacirct curba de echilibru cacirct şi curba
de operare şi se duc orizontale şi verticale pornind de la punctul B la punctul A Numărul de
orizontale reprezintă necesarul de echilibre pentru absorbţia respectivă şi s-au obţinut 8 talere
teoretice (vezi graficul din Anexa 2)
23 Dimensionarea coloanei de desorbţie
231 Diametrul coloanei de desorbţie
Coloana de desorbţie este echipată tot cu talere cu supape de acelaşi tip ca la coloana de
absorbţie
Calculul diametrului se face atacirct icircn zona superioară cacirct şi icircn cea inferioară a coloanei de
desorbţie conform metodologiei Glitsch
Calculul diametrului icircn zona superioară
Sarcina maximă de vapori icircn zona superioară este
Rmax 0 H S2
V V G 100674 33558 134232kmoli h
Debitul maxim de lichid este
max RL L 100674 18 1812132kg h apă
27
Masa molară medie a vaporilor de la vacircrful coloanei de desorbţie se calculează cu relaţia
v H S f abur f2M M y M 1 y (214)
unde
ff
f
y 0333y 025
1 y 1 0333
fracţii molare H2S
VM 34025+18(1-025)=22 kgkmol
Densitatea vaporilor se calculează cu relaţia
vv
v
v
P M 12 220860
R T 0083 273 97
kg m
3
Debitul masic de vapori este
VG maxV V M 134232 22 2953104 kg h
Aplicacircnd legea generală a gazelor se calculează debitul volumic de vapori
max
134232 22V 0954
0860 3600
m
3 s
Densitatea soluţiei de absorbant este ρl = 975 kg m3 şi s-a citit din grafice din literatură la
temperatura Tf
Debitul maxim de vapori corectat se calculează cu relaţia (215)
05
vc
l v
V V
(215)
05
c
0860V 0954 00283
975 0860
m
3s
Debitul maxim de lichid la vacircrful coloanei este
nmax os
L L 26090139 kg h soluţie absorbant bogat
Se calculează debitul volumic de soluţie de absorbant bogat
26090139L 0446
60 975
m
3 min
Din grafice din literatură se citeşte CAF pentru ρv=0860 kgm3 şi s=06 m şi se obţine CAF=04
28
Se aplică următoarele relaţii
LB 005575
NP FI FS CAF
(216)
c
d
328VLC
30v FI FS CAF
(217)
05
2
c
B B 314CD
1571
(218)
unde NP=1 FIcirc=055 FS=07 vd= 005 ms CAF = 04
0446B 005575 0161
1 055 07 04
0446 328 00283C 0900
30 005 055 07 04
05
20161 0161 314 0900D 1586
1571
m
Calculul diametrului icircn zona inferioară
Sarcina maximă de vapori este
max BV V 245207kmol h 18 4413726 kgh
Debitul maxim de lichid este
1max os
L L 2494916 kgh soluţie absorbant sărac
Densitatea vaporilor se citeşte din literatură la temperatura din bază consideracircnd că
vaporii sunt alcătuiţi numai din abur ρv = 0965 kgm3
Se calculează debitul volumic de vapori
max
4413726V 1271
0965 3600
m
3s
Densitatea soluţiei de MEA 15 masă la temperatura de TB sbquo 1150C este
l 9404 kgm3
Se calculează debitul maxim de vapori corectat cu relaţia (215)
29
05
c
0965V 1271 00407
9404 0965
m
3s
Se calculează debitul volumic de soluţie de absorbant
2494916L 0442
9404 60
m
3 min
Din grafice din literatură se citeşte CAF pentru ρv = 0965 kgm3 şi s= 06m şi se obţine
CAF = 041
Se aplică relaţiile 216217218
0442B 005575 0156
1 055 07 041
0442 328 00407C 1140
30 005 055 07 041
05
20156 0156 314 1140Dc 1752
1571
m
Deoarece diferenţa icircntre diametrul zonei superioare şi cel al zonei inferioare nu este mai
mare de 02 m icircntreaga coloană se construieşte cu diametrul zonei inferioare
232 Icircnălţimea coloanei de desorbţie
Icircnălţimea coloanei de desorbţie se calculează cu relaţia (219)
c TR v bI N 1 s I I (219)
Eficacitatea medie globală se estimează ca fiind 25 Numărul real de talere din coloană se
calculează cu relaţia
TTTR
m
N 8N 32
E 025 talere reale
cI 32 1 06 1 15 211 m
30
24 Determinarea necesarului de agenți termici din instalație
241 Calculul schimbului termic absorbant sărac-absorbant bogat
Deoarece absorbantul sărac iese din refierbătorul de la baza coloanei de fracționare ca
lichid la punct de fierbere cu temperatura Tb= 1150C şi trebuie să intre pe la vacircrful coloanei de
absorbţie cu temperatura T0=300C se impune ca acest flux termic să fie valorificat pentru a
realiza schimbul de căldură cu absorbantul bogat care iese de la baza coloanei de absorbţie cu
temperatura Tn = 500C şi care trebuie să intre ca flux de alimentare icircn coloana de stripare la
temperatura de Tf = 800C
Temperatura Tx cu care iese absorbantul sărac din schimbul de căldură se şi apoi se
verifică prin bilanţ termic icircn jurul schimbătorului de căldură 3 din schema din anexa 4
T T Tn nb n xo 0 0 LL L Ls n 0o n 0ss s00
L h L h L h L h (220)
Deoarece icircn literatură nu există date de entalpii pentru soluţiile de amine ci numai date
de călduri specifice putem scrie următoarele relaţii
TTb x0 L 0 p b xLs 0 s0s Ls 0
L h h L c T T (221)
T Tn nf n0 0 p f nL LS 0 n Ln 0 0
L h h L c T T
(222)
Ținacircnd cont de relațiile (221) și (222) relația(220) se poate scrie
n0 p f n 0 p b xsL L0 0
L c T T L c T T (223)
unde 0sL - debitul soluţiei de absorbant sărac kgh
n0L - debitul de absorbant bogat kgh
pL0
c - căldura specifică medie a soluţiei de absorbant bogat respectiv sărac kJkg
0C se citeşte din grafice din literatură la temperatura medie a temperaturilor respective
Temperatura cu care iese absorbantul regenerat din schimbul de căldură se presupune ca fiind
0
XT 85 C și se verifică cu relația (223)
31
026090139 395 (80 50) 2494916 41(115 Tx) Tx 84776 C
Temperatura 0
XT 85 C presupusă s-a verificat deoarece relația (223) s-a verificat icircn
limita unei erori impuse (lt2)
242 Determinarea necesarului de apă de răcire la răcitorul suplimentar
Conform schemei tehnologice icircn instalaţie există un răcitor suplimentar al fluxului de
absorbant sărac cu rolul de a răci absorbantul sărac de la temperatura Tx la temperatura T0
Pentru calculul debitului de apă de răcire la răcitorul suplimentar se scrie relația (224) de
bilanț termic icircn jurul schimbătorului de căldură 2 din schema din Anexa 4
TT TT 0x eiapa apa 0 apa apa 0L Ls0 0s s
G h L h G h L h (224)
Din relaţia (224) se obține că
0 p x 0s L0apa T Te i
apa apa
L c T T
Gh h
(225)
unde T Te iapa apah h reprezintă entalpiile apei de răcire la temperatura de intrare respectiv de ieşire
icircn kJkg
Gapa ndash reprezintă debitul de apă de răcire kgh
pL0
c - reprezintă căldura specifică medie a soluţiei de absorbant sărac hJkg0C
Se citeşte din grafice din literatură la temperatura medie aritmetică a temperaturilor
respective
0575 Cp
L0
c 399 kJkg0C
Consideracircnd că apa intră cu temperatura de 280C şi iese cu 40
0C necesarul de apă de
răcire la răcitorul suplimentar se calculează cu relația (225)
apa
2494916 399 85 30G 109152575
1675 11734
kgh
32
243 Determinarea necesarului de abur saturat la refierbător
Cunoscacircnd sarcina refierbătorului coloanei de stripare se poate calcula și debitul de abur
la refierbător GB
BB T Ti e
apaabur
QG
H h
(226)
unde T Ti e
apaaburH h - reprezintă entalpia aburului apei la intrarea ieşirea icircn refierbător kJkg
care se citeşte din tabele din literatură
Consideracircnd că se foloseşte abur de 6 bar şi temperatura de 1600C debitul de abur la
refierbător GB se calculează cu relația (226)
B
1013066045G 4872618
27533 6742
kgh
33
3 AUTOMATIZAREA INSTALAŢIEI DE ELIMINARE A
HIDROGENULUI SULFURAT
Prin automatizarea instalaţiei de eliminare a H2S prin absorbţie icircn soluţie apoasă de MEA
icircn cadrul acestui proiect se icircnţelege
- implementarea structurilor de reglare a parametrilor de regim pe cele două coloane
o presiune la coloana de absorbţie
o presiune şi temperatură la coloana de desorbţie
- implementarea structurilor de reglare a debitelor
o fluxului de gaz bogat la intrarea icircn coloana de absorbţie
o fluxului de absorbant sărac la intrarea icircn coloana de absorbţie
o fluxului de absorbant bogat la intrarea icircn coloana de desorbţie
- implementarea structurilor de reglare a nivelului
o la baza coloanei de absorbţie
o la baza coloanei de desorbţie
o icircn vasul de reflux
34
BIBLIOGRAFIE
1 PROII Reference Manual
2 Marinoiu V Paraschiv N Automatizarea proceselor chimice vol 2 Editura Tehnică
1992
3 Reid RC Prausnitz JMPolingB The Properties of Gases and Liquids vol2
4 Robu V I Procese şi Aparate de Separare icircn Industria Petrolului şi Petrochimie Editura
Didactică şi Pedagogică Bucureşti 1968 pg 398
5 Şomoghi V şa Proprietăţi fizice utilizate icircn calcule termice şi fluidodinamice UPG
Ploieşti 1997
6 Strătulă C Fracţionarea Principii şi Metode de Calcul Ed Tehnică Bucureşti 1986
7 Strătulă C Purificarea gazelor Editura Ştiinţifică şi Enciclopedică Bucureşti
1984pg83131141143-148158161175-177179192255-258321-
327442451-452447-448
8 Suciu G C (coordonator) Ingineria prelucrării hidrocarburilor vol3 editura Tehnică
Bucureşti 1987 pg163
9 Suciu G C (coordonator) Ingineria prelucrării hidrocarburilor vol1 editura Tehnică
Bucureşti 1977
10 Taran C Strătulă C Procedee difuzionale de separare vol 12 IPG Ploieşti 1979
35
Anexe
Anexa 1 Determinarea numărului de talere teoretice prin metoda grafică pentru coloana
de absorbţie a H2S icircn soluţii apoase de MEA
36
Anexa 2 Determinarea numărului de talere teoretice prin metoda grafică pentru coloana
de desorbţie a H2S din soluţii apoase de MEA
37
Anexa 3 Variaţia debitului de abur de-a lungul coloanei de desorbţie
38
Anexa 4 Schema tehnologică de eliminare a H2S
39
Anexa 5 Schema automatizată a instalaţiei de eliminare a H2S
40
Anexa 6 Schema tehnologica a instalatiei clasice de eliminare a gazelor acide prin
absorbtie in solutii apoase se amine
1-coloana de absorbtie
2-racitor
3-schimbator de caldura intre solutia bogata si solutia saraca de amina
4-coloana de desorbtie
5-refierbator
6-condensator
7-vas de reflux
8-vas de completare cu absorbant
6
11 Calculul debitelor şi concentraţiilor fluxurilor din coloana de absorbţie
Din datele de intrare se calculează debitul molar de gaz impurificat
T
230000G 427827
224 24
kmoli h
Cunoscacircnd concentraţia H2S icircn gazul purtător (metanul) se calculează debitul molar de
H2S respectiv de metan
n 1H S T H S2 2
G G y 427827 008 34226 kmoli h
0 T metanG G y 427827 092 393601 kmoli h
Se calculează raportul molar n 1Y
n 1
34226Y 00870
393601 kmol H2S kmol metan
sau
n 1n 1
n 1
y 008Y 00870
1 y 1 008
kmol H2S kmol metan
sau
n 1
8Y 00870
92 kmol H2S kmol metan
Din relaţia de definiţie a gradului de absorbţie se calculează raportul molar Y1
n 1 11 n 1
n 1
Y Y100 Y 1 Y
Y
(13)
1Y 1 098 00870 000174 kmol H2S kmol metan
Concentraţia H2S icircn absorbantul sărac se cunoaşte din datele de proiectare
0 2X 005 kmoliH S kmoliMEA
Concentraţia Xn se alege astfel icircncacirct la determinarea numărului de talere teoretice prin
metoda grafică să rezulte un număr rezonabil de talere
n 2Se consider X 06 kmoliH S kmoliMEAă
7
Debitul molar de absorbant L0 se calculează prin bilanţ material icircn jurul coloanei de
absorbţie conturul I din figura 1 cu relatia (12)
0
00870 000174L 393601 610153kmoli h
06 005
0L 610153kmoli h 6108 3726815kg hMEA
Se calculează debitele parţiale ale componenţilor icircn fiecare flux la intrarea şi ieşirea din
coloană şi concentraţiile componenţilor icircn fracţii molare
Debite şi concentraţii icircn fluxul de gaz bogat la intrarea icircn coloană
0G 393601kmoli h 393601 16 6297616 kgh metan
n 1H S2
G 34226 34 1163684 kgh H2S
n 1T 0 H S2
G G G 6297616 1163684 7461300 kgh gaz bogat
Debite şi concentraţii icircn fluxul de gaz sărac la ieşirea din coloană
0G 393601kmoli h 393601 16 6297616 kgh metan
1H S 0 12
G G Y 393601 000174 0685 kmolih H2S
1H S2
G 0685kmoli h 34 2329 kgh H2S neabsorbit
11 0 H S2
G G G 393601 0685 394286 kmolih gaz sărac
11 0 H S2
G G G 6297616 2329 6320906 kgh gaz sărac
1
0685y 000174
393601 0685
fracţii molare H2S
Debite şi concentraţii icircn absorbantul sărac la intrarea icircn coloană
0L 610153kmoli h 6108 3726815 kgh MEA
Cunoscacircnd concentraţia soluţiei de amină (15 masă) se poate calcula debitul de soluţie apoasă
de MEA
0s
100L 3726815 24845433
15 kgh soluţie MEA
8
Soluţia apoasă de MEA este alcătuită din
3726815 kg h MEA iş
24845433 3726815 21118618 kg h ap 1173257kmoli h apă ă
1H S 0 02
L L X 610153 005 30508 kmol h H2S
1H S2
L 30508 34 103727 kg h H2S
1 10 0 H SS 2
L L L 610153 30508 640661 kmolh
1 10 0 H SS S 2
L L L 24845433 103727 2494916 kgh soluţie absorbant sărac
MEA
610153x 00494
610153 1173257
fracţii molare MEA
apa MEAx 1 x 1 00494 09506 fracţii molare apă
Debite şi concentraţii icircn absorbantul bogat la ieşirea din coloană
nH S 0 n2
L L X 610153 06 36609 kmolih H2S
nH S2
L 36609 34 1244706 kgh H2S
n n0 0 H SS 2
L L L 610153 36609 97624 kmoli h
n n0 0 H SS 2
L L L 24845433 1244706 26090139 kgh soluţie absorbant bogat
n
36609x 0375
610153 36609
fracţii molare H2S
12 Bilanţ termic pe coloana de absorbţie
Din datele inițiale de proiectare se cunoaște temperatura de intrare a gazului impurificat
n 1T respectiv a absorbantului sărac oT
Icircn funcție de acestea se estimează temperatura la vacircrful coloanei 1T respectiv
temperatura la baza coloanei nT astfel
9
0
1 0T T 5 10 C (14)
0
n n 1T T 10 30 C (15)
Cu relațiile (14) și (15) se estimează temperatura T1 respectiv temperatura Tn
0
1T 30 6 36 C
0
nT 25 25 50 C
Icircn scopul verificării temperaturii Tn din baza coloanei de absorbtie se efectuează un
bilanț termic pe conturul I din figura 1 conform următoarei relații
TT T T T TTn 1 n 1 1 1 R0n 1 n 1 1 1 nn0 0 0 0G L G LS s0 0 0 0
G H G H L h G H G H G h L h (16)
unde
n 1 10 0G G reprezintă debitul de gaz purtător la intrarea ieşirea din coloană kgh
T Tn 1 1G G0 0
H H reprezintă entalpia icircn fază vapori a gazului purtător la temperatura Tn+1 respectiv T1
kJ kg
n 1 1G G reprezintă debitul de H2S la intrarea ieşirea din coloană kg h
T Tn 1 1H H reprezintă entalpia icircn fază vapori a H2S la temperatura Tn+1 respectiv T1 kJ kg
0SL reprezintă debitul soluţiei de absorbant sărac kg h
T T0 nL L0 0
h h reprezintă entalpia icircn faza lichid a absorbantului la temperatura T0 respectiv Tn
kJ kg
RG reprezintă debitul de H2S absorbit kg h
Tnh reprezintă entalpia icircn faza lichid a H2S absorbit la temperatura Tn kJ kg
Consideracircnd că atacirct gazul purtător cacirct şi soluţia de absorbant au aceeaşi compoziţie la
intrarea şi ieşirea din coloană bilanţul termic (16) se poate scrie
T T1 n 10 0 pGo 1 n 1G G0 0
G H H G c T T (17)
T T0 00 0 pGo n 0L LS S0 0
L h h L c T T (18)
10
unde
pG
0
c reprezintă căldura specifică medie izobară a etanului kJ kg0C care se calculează cu
relaţii din literatură
pL0
c reprezintă căldura specifică medie a soluţiei de absorbant kJkg0C care se citeşte din
literatură
De asemenea ținacircnd seama de căldura de reacție ΔHR și de faptul că G1 este foarte mic
și se poate neglija relația (16) se reduce la forma
RR pGo 1 n 1 0 pLo n 0S
G H Gc T T L c T T (19)
RR 0 pLo 0 pGo 1 n 1S
n b
0 pGos
G H L c T Gc T TT T
L c
(110)
Temperatura Tn se verifică cu relația de bilanț termic (110) icircn care debitele fluxurilor
inplicate au fost calculate anterior și anume
0G 393601kmol h 393601 16 6297616 kg h
SoL 24845433 kg h soluţie MEA
RH S 0 n 1 12
G G Y Y 393601 00870 000174 33558 kmoli h H2S
RH S2
G 33558 34 1140972 kg h H2S reacţionat
Căldura specifică medie izobară a gazului purtător (metanul) pGoc se calculează la
temperatura medie aritmetică icircntre T1 şi Tn+1 cu relația
T 2 3
pc A B T C T D T
unde ABCD ndash constante specifice gazului purtător (metanul) care sunt tabelate icircn literatură
01 n 1T T 36 25T 305 C 273 305 3035
2 2
K
11
A= 120286 102
B= 325640
C= 07481610-3
D= - 707198 10-7
tan
305 2 3 2 7 3120286 10 325640 3035 074816 10 3035 ( 707198) 10 3035
22368 2237 0 6
epc
J kg K kJ kg K
Căldura specifică medie a soluţiei de absorbant pLoc se citeşte din grafice la temperatura
medie aritmetică icircntre T0 şi Tn
00 nT T 30 50T 40 C
2 2
Se obține
042 Cp
L0
c 4 kJ kg 0C
Căldura de reacție a H2S cu MEA se citește din tabele din literatură Se obține
ΔHR= 1910 kJ kg
Aplicacircnd relația (110) se obține
n b
1140972 1910 24845433 4 32 6297616 1775 36 25T T
24845433 4
0n bT T 5169 C
Valoarea temperaturii icircn baza coloanei de absorbţie obţinută prin calcul este icircn bună
concordanţă cu valoarea propusă Tn = 500C şi deci calculul temperaturii Tn se consideră icircncheiat
Se calculează temperatura medie pe coloană ca medie aritmetică icircntre T1 şi Tn
1 nm
T T 36 50T 43
2 2
0C
12
13 Determinarea numărului de talere teoretice din coloana de absorbţie
Numărul de talere teoretice se determină prin metoda grafică simplificată şi se parcurg
următoarele etape
- la temperatura medie pe coloană şi pentru valori de X cuprinse icircntre X0 şi Xn se citesc
din grafice din literatură valorile presiunii parţiale H2S
- din legea lui Dalton se calculează fracţiile molare ale H2S care apoi se transformă icircn
rapoarte molare Y
- curba de echilibru Y-X se reprezintă icircn grafic semilogaritmic
- se fixează coordonatele punctelor prin care trece dreapta de operare A(X0Y1) şi
B(YnYn+1)
Se alege Xn=06 kmoli H2S kmol MEA
X0= 005 kmol H2S kmol MEA
Yn+1= 00870 kmol H2S kmol metan
Y1= 000174 kmol H2S kmol metan
- pentru reprezentarea dreptei de operare icircn grafic semilogaritmic sunt necesare şi alte
puncte intermediare icircn afara punctelor extreme A şi B Icircn ecuaţia dreptei de operare
se dau valori lui Y icircntre X0 şi Xn şi se calculează valorile lui Y
- se reprezintă icircn acelaşi grafic icircn coordonatele Y-X atacirct curba de echilibru cacirct şi
curba de operare şi se duc orizontale şi verticale pornind de la punctul B pacircnă la A
Numărul de orizontale reprezintă necesarul de echilibre pentru absorbţia respectivă
13
Tabelul 11 Calculul curbei de echilibru pentru coloana de absorbţie a H2S icircn soluţie de
MEA 15 masă P= 5 bar
X 2kmolH S
kmolMEA 2H Sp bar y= H S2
p P yY
1 y
kmolH2Skmol metan
005 16 10-4
32 10-5
32 10-5
01 59 10-4
118 10-4
118 10-4
02 39 10-3
78 10-4
78 10-4
03 115 10-3
23 10-3
23 10-3
04 45 10-2
9 10-3
908 10-3
05 69 10-2
14 10-2
142 10-2
06 98 10-2
19 10-2
19 10-2
Presupunem Xn = 06 kmol H2S kmol MEA
0L 610153 kmol h MEA
0G 393601 kmol h metan
Tabelul 12 Calculul curbei de operare pentru coloana de absorbţie a H2S icircn soluţie de
MEA 15 masă
X kmol H2S kmol MEA 0
n n 1
0
LY X X Y
G kmol H2S kmol metan
X0= 005 Y1 = 000174
01 000949
02 00250
03 00405
04 00560
05 00715
Xn=06 Yn+1 = 00870
Din graficul din Anexa 1 obţinem un număr de talere Ntt = 175
14
14 Dimensionarea coloanei de absorbţie
141 Diametrul coloanei de absorbţie
Coloana de absorbţie este echipată cu talere cu supape
Calculul diametrului se face conform metodologiei Glitsch
Debitele implicate icircn relaţii au fost calculate icircn subcapitolul11
TG = 7461300 kgh gaz bogat
n0s
L = 26090139 kgh soluţie absorbant bogat
Masa molară medie a gazului bogat se calculează cu relația (111)
Mv= metan me tan H S H S2 2 M y M y (111)
Mv = 16 092 34 008 1744 kg kmol
Densitatea vaporilor se calculează cu relaţia (112)
3v
v
n 1
P M 5 17443526kg m
R T 0083 273 25
(112)
Aplicacircnd legea generală a gazelor se calculează debitul volumic de vapori
37461300V 0588m s
3526 3600
Densitatea soluţiei de MEA la ieşirea din coloană se citeşte din grafice din literatură la
temperatura din bază (se neglijează contribuţia H2S absorbit la densitatea soluţiei de absorbant)
ρl = 992 kgm3
Se calculează debitul maxim de vapori corectat cu relația (113)
05
vc
l v
V V
(113)
05
3c
3526V 0588 00351 m s
992 3526
Se calculează debitul volumic de soluţie de absorbant
26090139L 0438
992 60
m
3 min
Din grafice din literatură se citeşte CAF pentru ρv= 2074 kgm3 şi s = 06 m şi se obţine
CAF = 042
15
Se aplică următoarele relaţii
LB 005575
NP FI FS CAF
(114)
C
d
328VLC
30 v FI FS CAF
(115)
05
2
c
B B 314CD
1571
(116)
unde NP=1 FIcirc=07FS=07CAF=042 vd= 012
0438B 005575 0118
1 07 07 042
0438 328 00788C 1378
30 012 07 07 042
05
2
c
0118 0118 314 1378D 1617m
1571
142 Icircnălţimea coloanei de absorbţie
Icircnălţimea coloanei de absorbţie echipată cu talere cu supape se calculează cu relaţia
c TR V bI N 1 s I I (117)
NTR ndash numărul de talere reale din coloană se calculează după calculul eficacităţii medii globale
Icircn lipsa datelor generale de eficacitate Em sau a unor relaţii care să icircnglobeze efectul tuturor
factorilor care influenţează eficacitatea talerelor se recomandă ca Em să se estimeze icircn jur de
15
s ndash distanţa icircntre talere se alege 06 m
16
Icircv ndash icircnălţimea de la ultimul taler la vacircrful coloanei se alege 1 m
Icircb ndash icircnălţimea de la baza coloanei la primul taler din bază se alege 15 m
TTTR
m
N 175N 11667 12
E 015 talere reale
cI 12 1 06 1 15 91 m
15 Calculul pierderilor de absorbant
La vacircrful coloanei de absorbţie au loc pierderi de absorbant datorită antrenărilor cu gaz
inert Aceste pierderi se calculează cu relaţia
c
i ii 1
p 1 c
i ii 1
K xL G
1 K x
(118)
pL - reprezintă debitul molar de absorbant (apă şi amină) pierdut pe la vacircrful coloanei de
absorbţie
1G - debitul de gaz purificat de la vacircrful coloanei de absorbţie kmolih
ix - fracţia molară a componentului i din amestecul absorbant
iK - constanta de echilibru a componentului i din amestecul absorbant la temperatura şi
presiunea de la vacircrful coloanei
Debitul molar de gaz purificat de la vacircrful coloanei de absorbţie precum şi fracţiile
molare ale apei şi MEA icircn amestecul absorbant sunt calculate anterior Constantele de echilibru
ale apei şi MEA icircn amestecul absorbant la temperatura şi presiunea de la vacircrful coloanei sunt
2
apa
5
a min
K 1182 10
K 70605 10
5 5
p 5 5
1182 10 09506 70605 10 00494L 393601 4474
1 1182 10 09506 70605 10 00494
kmolih
17
Funcţiile molare icircn faza vapori se calculează cu relaţia
i i iY K x (119)
2
apay 1182 10 09506 00112 fracţii molare
5
aminay 70605 10 00494 000000349 fracţii molare
Pierderile din fiecare component al absorbantului sărac se calculează cu relaţiile
apap p 1 apaL L G y (120)
a min ap p 1 a minaL L G y (121)
yapă yamină ndash fracţiile molare icircn fază vapori
apapL 4474 393601 00112 4458 kmolih
apapL 80244kg h 1925856 kgzi
a min apL 4474 393601 000000349 0001385 kmolh
a min apL 00857kg h 20569 kgzi
Pentru completarea pierderilor de absorbant schema tehnologică a instalaţiei de
eliminare a H2S va fi prevăzută cu vas de completare cu absorbant
18
2 PROIECTAREA TEHNOLOGICĂ A COLOANEI DE DESORBŢIE
Realizarea unui anumit grad de stripare a gazului acid din soluția de absorbant bogat ce
alimentează coloana de absorbție pentru un debit de abur de stripare dat un număr de talere sau
un strat de umplutură de o anumită icircnălțime Calculul acestora se face icircn funcție de numărul de
talere teoretice Pentru determinarea numărului de talere teoretice se aplică metoda grafică
simplificată iar datele de echilibru se obțin la temperaturi medii mari specifice operațiunii de
desorbție
Icircn practica industrială striparea gazelor acide (și icircn special a H2S) se face cu abur
indirect folosind un refierbător Aburul de stripare care părăsește coloana de vacircrf se condensează
și se reicircntoarce icircn coloană ca reflux
Fluxurile din coloana de stripare şi concentraţiile lor sunt cele simbolizate icircn figura 2
QC
QR
I
V yb
Lrsquox1
L x T0 0 B
TB
V y0 v vT
L x T0 n f
H S2
II
Figura 2 Fluxurile şi concentraţiile lor icircn coloana de stripare
19
Icircn figura 2 semnificaţia simbolurilor este
Lo- reprezintatilde fluxul absorbant kmolih
LR ndash refluxul concentrate icircn apatildekmolih
Xn ndash concentraţia H2S icircn absorbantul bogat kmoli H2S kmol MEA
Xo ndash concentraţia H2S icircn absorbantul sărac kmoli H2S kmol MEA
YB- ndash concentraţia H2S icircn abur la ieşirea din refierbatildetor kmol H2S kmol abur
Yv- ndash concentraţia H2S icircn abur la ieşirea din coloanatilde kmol H2S kmol abur
Algoritmul de calcul al coloanei de desorbție are următoarele etape
1 se determină temperatura la vacircrful coloanei se efectuează bilanțul termic pe coloană
și se calculează debitul de vapori de stripare precum și consumul de abur la
refierbător
2 se calculează temperatura medie pe coloana de desorbție și la această temperatură se
obțin datele de echilibru pentru sistemul solut-absorbant
3 se determină diametrul și icircnălțimea coloanei cu metodologia specifică tipului de
dispozitive de contactare (talere sau umplutură)
21 Bilanțul termic și regimul de temperaturi
Pentru determinarea temperaturii la vacircrful coloanei de desorbţie se pleacă de la faptul că icircn
condiţii de echilibru presiunea parţială a aburului (component majoritar la vacircrful coloanei) este egală cu
presiunea de vapori a apei Presiunea parţială a solutului ( H S2p ) este dată de legea lui Dalton
2
Tv
H S v abur apaP P y P (21)
unde PV reprezintă presiunea la vacircrful coloanei de desorbţie bar (din datele de proiectare)
20
TvapaP - presiunea de vapori a apei la temperatura de vacircrf
yabur - reprezintă fracţia molară de abur calculată cu relaţia (22)
Rabur R
R H S2
Ly
L G
(22)
LR ndash debitul de reflux calculat cu relaţia (23)
RR H S2
L R G (23)
R ndash raţia de reflux (din datele de proiectare)
RH S2
G - debitul de H2S absorbit kmoli
RL 3 33558 100674 kmolh 1812132kgh apă
abur
100674y 075
100674 33558
fracţii molare abur
TvH S apa2
p 12 075 09bar 750 675 mmHg P
Temperatura la vacircrf se calculează cu relaţia lui Antoine (24)
v
Tvapa
TC
BAlnP
(24)
unde
ABC reprezintă constantele lui Antoine pentru apă
ln v
v
381644675 183036 T 97 C
4613 T
Temperatura de intrare Tf a absorbantului bogat icircn coloană este egală cu temperatura
de ieşire după schimbul de căldură cu absorbantul sărac de la baza coloanei de desorbţie se alege
Tf =80ordmC
21
Temperatura medie pe coloană se calculează ca media aritmetică icircntre temperatura
din vacircrf şi temperatura din bază (din datele de proiectare)
0B Vm
T T 115 97T 106 C
2 2
Presiunea medie se calculează ca medie aritmetică icircntre presiunea din vacircrf şi
presiunea din bază (din datele de proiectare)
B Vm
P P 12 14P 13bar
2 2
Pentru stabilirea sarcinii termice a refierbătorului respectiv consumul de abur VB se
efectuează un bilanţ termic pe coloana de desorbţie conform conturului I din figura 2
T TT T T TR RV Vf f R B0s H S R B 0 H S 0sL H S L V H S L2 2os 2 R o 2 os
L h G h L h Q V H G H L h (25)
unde
f
os
T
Lh - entalpia soluţiei de absorbant la temperatura Tf kJk
0V - debitul de vapori de apă de la vacircrful coloanei kgh
V
o
T
VH - entalpia vaporilor de apă la temperatura TV kJkg
RL - debitul de reflux (apă) (V0=LR) kgh
R
R
T
Lh - entalpia refluxului la temperatura TR kJkg
B
os
T
Lh - entalpia soluţiei de absorbant la temperatura din refierbător kJkg
22
Relaţia (25) se poate scrie ţinacircnd seama de căldurile specifice
)TT(cL)hh(L fBp0T
L
T
L0S0LS
f
S0
B
S0S
(26)
Neglijacircnd diferenţa de temperaturi (Tv-Tf) se poate scrie
T TR R V fH S R H S H S H S2 2 2 2
G H G (H h ) (27)
Ținacircnd cont de relațiile (26) și (27) relația (25) devine
T T RV R
B 0 p B f 0 H S RV LS L0 20 RSQ L c (T T ) V (H h ) G H (28)
Se calculează sarcina termică a refierbătorului cu relația (28)
V
0
T
VH - entalpia vaporilor de apă la temperatura TV=97ordmC s-a citit din tabele din literatură kJkg
V
0
T
VH 26715 kJ kg
R
R
T
Lh - entalpia refluxului la temperatura TR=60ordmC s-a citit din tabele din literatură kJkg
R
R
T
Lh = 2511 kJkg
pLos
c -se citeşte din grafice din literatură icircn funcţie de temperatura medie aritmetică icircntre TB şi
TR şi concentraţia soluţiei de MEA
0
pLos
c 41kJ kg C
RH se citeşte din tabele din literatură icircn funcţie de tipul absorbantului
RH = 1910 kJkg
Debitele masice ale fluxurilor implicate s-au calculat anterior
BQ 24845433 41 115 80 1812132 26715 2511 1140972 1910 1013066045kJ h
23
Cunoscacircnd sarcina refierbătorului se poate calcula debitul de vapori VB
B
TV
BB
l
QV (29)
unde
BTVl reprezintă căldura latentă de vaporizare a lichidului din refierbător icircn kJkg şi se calculează
cu relaţia (210)
)y1(lyll BBBT
aminaTapa
TV (210)
BTapal - căldura latentă de vaporizare a apei la temperatura TB kJkg
BT
a minal - căldura latentă de vaporizare a aminei la temperatura TB kJkg
y ndash fracţia molară a apei icircn vaporii VB la echilibru cu soluţia apoasă de amină care se calculează
conform indicațiilor din literatură
Pentru a calcula debitul de vapori VB cu relația (29) se calculează BT
Vl cu relația (210)
Fracția molară a apei icircn vaporii VB la echilibru cu soluția apoasă de amină se determină astfel
pentru o soluţie care conţine 15 masa amină şi 85 masă apă se citeşte din grafice din
literatură compoziţia apei icircn fază vapori şi se obţine 99 masă se transformă compoziţia fazei
vapori din masă icircn fracţii molare şi se găseşte y=0997 fracţii molare apă
BT
Vl (27048 4867) 0997 892 (1 0997) 2214kJ kg
B
1013066045 4575727kg hV 254207kmol h
2214 18
Debitul de abur la refierbător GB se calculează consideracircnd că se foloseşte abur de 5
bar şi temperatura de 115ordmC
24
10130660454872618
27533 6742BG
kgh
22 Determinarea numărului de talere teoretice din coloana de desorbţie
Numărul de talere teoretice se determină prin metoda grafică simplificată bazată pe
curba de echilibru pentru sistemul H2S-MEA la temperatura și presiunea medie din coloană şi pe
dreapta de operare Curba de echilibru Y-X se calculează pornind de la valorile presiunii parţiale
H2S citite din grafice din literatură pentru diferite valori de X şi la temperatura medie pe coloana
de desorbţie Tm=106ordmC Rezultatele obținute sunt prezentate icircn tabelul 21
Tabel 21 Calculul curbei de echilibru pentru coloana de desorbţie
2XkmoliH S kmoliMEA 2H Sp bar
2H S my p p
2
Y y (l y)
kmoliH S kmolabur
X0=005 34 10 330770 10 3
BY 308 10
01 215 10 21154 10 21167 10
02 275 10 25770 10 26123 10
03 121 10 11615 10 11926 10
04 15 10 13846 10 16250 10
05 17 10 15385 10 1167
Xn=06 195 10 17308 10 2715
Dreapta de operare trece prin punctele definite de concentraţiile fluxurilor icircn contracurent
la extremităţile coloanei si anume punctul A (Xn Yf) şi punctul B (X1 Yb) Concentraţia Yf se
calculează cu relaţia (211)
25
R
RSH
fL
GY 2 (211)
f 2
33558Y 0333 kmol H S kmol abur
100674
Concentraţia Yb se citeşte din curba de echilibru X-Y la valoarea lui X0 = 005
kmoliH2SkmoliMEA Se obține Yb = 000308 kmoliH2Skmoli abur
Concentraţia X1 se stabileşte prin bilanţ material pe conturul II din figura 2
0B0
B1 XY
L
VX (212)
Concentraţia X1 se calculează cu relația (212)
1 2
245207X 000308 005 00624kmolH S kmolMEA
610153
Calculul lor se face cu ecuația dreptei de operare (213) dacircnd valorile lui X icircntre X1 și Xn
01 B
LY (X X ) Y
V (213)
Icircn relația (213) se va ține seama că icircn zona de stripare debitul de vapori scade liniar icircntre
BV și 0V S-a reprezentat ghrafic icircn anexa 3 variația liniară a debitului de vapori cu
concentrația X icircntre punctele de coordonate A (06100674) și B (00624 245207)
Din acest grafic se citesc valorile lui V pentru diferite valori ale lui X cuprinse icircntre X1 și
Xn și se introduc icircn ecuația dreptei de operare Rezultatele sunt prerzentate icircn tabelul 22
26
Tabel 22 Calculul curbei de operare pentru coloana de desorbţie
X
kmol H2S kmol MEA b1V
LYXXY 0
kmol H2S kmol abur
V(grafic hr millimetrica)
X1=00624 3
BY 308 10 245207
01 21314 10 234
02 24464 10 207
03 28499 10 181
04 11390 10 1545
05 12150 10 127
Xn=06 1
fY 333 10 100674
Se reprezintă icircn acelaşi grafic icircn coordonate Y-X atacirct curba de echilibru cacirct şi curba
de operare şi se duc orizontale şi verticale pornind de la punctul B la punctul A Numărul de
orizontale reprezintă necesarul de echilibre pentru absorbţia respectivă şi s-au obţinut 8 talere
teoretice (vezi graficul din Anexa 2)
23 Dimensionarea coloanei de desorbţie
231 Diametrul coloanei de desorbţie
Coloana de desorbţie este echipată tot cu talere cu supape de acelaşi tip ca la coloana de
absorbţie
Calculul diametrului se face atacirct icircn zona superioară cacirct şi icircn cea inferioară a coloanei de
desorbţie conform metodologiei Glitsch
Calculul diametrului icircn zona superioară
Sarcina maximă de vapori icircn zona superioară este
Rmax 0 H S2
V V G 100674 33558 134232kmoli h
Debitul maxim de lichid este
max RL L 100674 18 1812132kg h apă
27
Masa molară medie a vaporilor de la vacircrful coloanei de desorbţie se calculează cu relaţia
v H S f abur f2M M y M 1 y (214)
unde
ff
f
y 0333y 025
1 y 1 0333
fracţii molare H2S
VM 34025+18(1-025)=22 kgkmol
Densitatea vaporilor se calculează cu relaţia
vv
v
v
P M 12 220860
R T 0083 273 97
kg m
3
Debitul masic de vapori este
VG maxV V M 134232 22 2953104 kg h
Aplicacircnd legea generală a gazelor se calculează debitul volumic de vapori
max
134232 22V 0954
0860 3600
m
3 s
Densitatea soluţiei de absorbant este ρl = 975 kg m3 şi s-a citit din grafice din literatură la
temperatura Tf
Debitul maxim de vapori corectat se calculează cu relaţia (215)
05
vc
l v
V V
(215)
05
c
0860V 0954 00283
975 0860
m
3s
Debitul maxim de lichid la vacircrful coloanei este
nmax os
L L 26090139 kg h soluţie absorbant bogat
Se calculează debitul volumic de soluţie de absorbant bogat
26090139L 0446
60 975
m
3 min
Din grafice din literatură se citeşte CAF pentru ρv=0860 kgm3 şi s=06 m şi se obţine CAF=04
28
Se aplică următoarele relaţii
LB 005575
NP FI FS CAF
(216)
c
d
328VLC
30v FI FS CAF
(217)
05
2
c
B B 314CD
1571
(218)
unde NP=1 FIcirc=055 FS=07 vd= 005 ms CAF = 04
0446B 005575 0161
1 055 07 04
0446 328 00283C 0900
30 005 055 07 04
05
20161 0161 314 0900D 1586
1571
m
Calculul diametrului icircn zona inferioară
Sarcina maximă de vapori este
max BV V 245207kmol h 18 4413726 kgh
Debitul maxim de lichid este
1max os
L L 2494916 kgh soluţie absorbant sărac
Densitatea vaporilor se citeşte din literatură la temperatura din bază consideracircnd că
vaporii sunt alcătuiţi numai din abur ρv = 0965 kgm3
Se calculează debitul volumic de vapori
max
4413726V 1271
0965 3600
m
3s
Densitatea soluţiei de MEA 15 masă la temperatura de TB sbquo 1150C este
l 9404 kgm3
Se calculează debitul maxim de vapori corectat cu relaţia (215)
29
05
c
0965V 1271 00407
9404 0965
m
3s
Se calculează debitul volumic de soluţie de absorbant
2494916L 0442
9404 60
m
3 min
Din grafice din literatură se citeşte CAF pentru ρv = 0965 kgm3 şi s= 06m şi se obţine
CAF = 041
Se aplică relaţiile 216217218
0442B 005575 0156
1 055 07 041
0442 328 00407C 1140
30 005 055 07 041
05
20156 0156 314 1140Dc 1752
1571
m
Deoarece diferenţa icircntre diametrul zonei superioare şi cel al zonei inferioare nu este mai
mare de 02 m icircntreaga coloană se construieşte cu diametrul zonei inferioare
232 Icircnălţimea coloanei de desorbţie
Icircnălţimea coloanei de desorbţie se calculează cu relaţia (219)
c TR v bI N 1 s I I (219)
Eficacitatea medie globală se estimează ca fiind 25 Numărul real de talere din coloană se
calculează cu relaţia
TTTR
m
N 8N 32
E 025 talere reale
cI 32 1 06 1 15 211 m
30
24 Determinarea necesarului de agenți termici din instalație
241 Calculul schimbului termic absorbant sărac-absorbant bogat
Deoarece absorbantul sărac iese din refierbătorul de la baza coloanei de fracționare ca
lichid la punct de fierbere cu temperatura Tb= 1150C şi trebuie să intre pe la vacircrful coloanei de
absorbţie cu temperatura T0=300C se impune ca acest flux termic să fie valorificat pentru a
realiza schimbul de căldură cu absorbantul bogat care iese de la baza coloanei de absorbţie cu
temperatura Tn = 500C şi care trebuie să intre ca flux de alimentare icircn coloana de stripare la
temperatura de Tf = 800C
Temperatura Tx cu care iese absorbantul sărac din schimbul de căldură se şi apoi se
verifică prin bilanţ termic icircn jurul schimbătorului de căldură 3 din schema din anexa 4
T T Tn nb n xo 0 0 LL L Ls n 0o n 0ss s00
L h L h L h L h (220)
Deoarece icircn literatură nu există date de entalpii pentru soluţiile de amine ci numai date
de călduri specifice putem scrie următoarele relaţii
TTb x0 L 0 p b xLs 0 s0s Ls 0
L h h L c T T (221)
T Tn nf n0 0 p f nL LS 0 n Ln 0 0
L h h L c T T
(222)
Ținacircnd cont de relațiile (221) și (222) relația(220) se poate scrie
n0 p f n 0 p b xsL L0 0
L c T T L c T T (223)
unde 0sL - debitul soluţiei de absorbant sărac kgh
n0L - debitul de absorbant bogat kgh
pL0
c - căldura specifică medie a soluţiei de absorbant bogat respectiv sărac kJkg
0C se citeşte din grafice din literatură la temperatura medie a temperaturilor respective
Temperatura cu care iese absorbantul regenerat din schimbul de căldură se presupune ca fiind
0
XT 85 C și se verifică cu relația (223)
31
026090139 395 (80 50) 2494916 41(115 Tx) Tx 84776 C
Temperatura 0
XT 85 C presupusă s-a verificat deoarece relația (223) s-a verificat icircn
limita unei erori impuse (lt2)
242 Determinarea necesarului de apă de răcire la răcitorul suplimentar
Conform schemei tehnologice icircn instalaţie există un răcitor suplimentar al fluxului de
absorbant sărac cu rolul de a răci absorbantul sărac de la temperatura Tx la temperatura T0
Pentru calculul debitului de apă de răcire la răcitorul suplimentar se scrie relația (224) de
bilanț termic icircn jurul schimbătorului de căldură 2 din schema din Anexa 4
TT TT 0x eiapa apa 0 apa apa 0L Ls0 0s s
G h L h G h L h (224)
Din relaţia (224) se obține că
0 p x 0s L0apa T Te i
apa apa
L c T T
Gh h
(225)
unde T Te iapa apah h reprezintă entalpiile apei de răcire la temperatura de intrare respectiv de ieşire
icircn kJkg
Gapa ndash reprezintă debitul de apă de răcire kgh
pL0
c - reprezintă căldura specifică medie a soluţiei de absorbant sărac hJkg0C
Se citeşte din grafice din literatură la temperatura medie aritmetică a temperaturilor
respective
0575 Cp
L0
c 399 kJkg0C
Consideracircnd că apa intră cu temperatura de 280C şi iese cu 40
0C necesarul de apă de
răcire la răcitorul suplimentar se calculează cu relația (225)
apa
2494916 399 85 30G 109152575
1675 11734
kgh
32
243 Determinarea necesarului de abur saturat la refierbător
Cunoscacircnd sarcina refierbătorului coloanei de stripare se poate calcula și debitul de abur
la refierbător GB
BB T Ti e
apaabur
QG
H h
(226)
unde T Ti e
apaaburH h - reprezintă entalpia aburului apei la intrarea ieşirea icircn refierbător kJkg
care se citeşte din tabele din literatură
Consideracircnd că se foloseşte abur de 6 bar şi temperatura de 1600C debitul de abur la
refierbător GB se calculează cu relația (226)
B
1013066045G 4872618
27533 6742
kgh
33
3 AUTOMATIZAREA INSTALAŢIEI DE ELIMINARE A
HIDROGENULUI SULFURAT
Prin automatizarea instalaţiei de eliminare a H2S prin absorbţie icircn soluţie apoasă de MEA
icircn cadrul acestui proiect se icircnţelege
- implementarea structurilor de reglare a parametrilor de regim pe cele două coloane
o presiune la coloana de absorbţie
o presiune şi temperatură la coloana de desorbţie
- implementarea structurilor de reglare a debitelor
o fluxului de gaz bogat la intrarea icircn coloana de absorbţie
o fluxului de absorbant sărac la intrarea icircn coloana de absorbţie
o fluxului de absorbant bogat la intrarea icircn coloana de desorbţie
- implementarea structurilor de reglare a nivelului
o la baza coloanei de absorbţie
o la baza coloanei de desorbţie
o icircn vasul de reflux
34
BIBLIOGRAFIE
1 PROII Reference Manual
2 Marinoiu V Paraschiv N Automatizarea proceselor chimice vol 2 Editura Tehnică
1992
3 Reid RC Prausnitz JMPolingB The Properties of Gases and Liquids vol2
4 Robu V I Procese şi Aparate de Separare icircn Industria Petrolului şi Petrochimie Editura
Didactică şi Pedagogică Bucureşti 1968 pg 398
5 Şomoghi V şa Proprietăţi fizice utilizate icircn calcule termice şi fluidodinamice UPG
Ploieşti 1997
6 Strătulă C Fracţionarea Principii şi Metode de Calcul Ed Tehnică Bucureşti 1986
7 Strătulă C Purificarea gazelor Editura Ştiinţifică şi Enciclopedică Bucureşti
1984pg83131141143-148158161175-177179192255-258321-
327442451-452447-448
8 Suciu G C (coordonator) Ingineria prelucrării hidrocarburilor vol3 editura Tehnică
Bucureşti 1987 pg163
9 Suciu G C (coordonator) Ingineria prelucrării hidrocarburilor vol1 editura Tehnică
Bucureşti 1977
10 Taran C Strătulă C Procedee difuzionale de separare vol 12 IPG Ploieşti 1979
35
Anexe
Anexa 1 Determinarea numărului de talere teoretice prin metoda grafică pentru coloana
de absorbţie a H2S icircn soluţii apoase de MEA
36
Anexa 2 Determinarea numărului de talere teoretice prin metoda grafică pentru coloana
de desorbţie a H2S din soluţii apoase de MEA
37
Anexa 3 Variaţia debitului de abur de-a lungul coloanei de desorbţie
38
Anexa 4 Schema tehnologică de eliminare a H2S
39
Anexa 5 Schema automatizată a instalaţiei de eliminare a H2S
40
Anexa 6 Schema tehnologica a instalatiei clasice de eliminare a gazelor acide prin
absorbtie in solutii apoase se amine
1-coloana de absorbtie
2-racitor
3-schimbator de caldura intre solutia bogata si solutia saraca de amina
4-coloana de desorbtie
5-refierbator
6-condensator
7-vas de reflux
8-vas de completare cu absorbant
7
Debitul molar de absorbant L0 se calculează prin bilanţ material icircn jurul coloanei de
absorbţie conturul I din figura 1 cu relatia (12)
0
00870 000174L 393601 610153kmoli h
06 005
0L 610153kmoli h 6108 3726815kg hMEA
Se calculează debitele parţiale ale componenţilor icircn fiecare flux la intrarea şi ieşirea din
coloană şi concentraţiile componenţilor icircn fracţii molare
Debite şi concentraţii icircn fluxul de gaz bogat la intrarea icircn coloană
0G 393601kmoli h 393601 16 6297616 kgh metan
n 1H S2
G 34226 34 1163684 kgh H2S
n 1T 0 H S2
G G G 6297616 1163684 7461300 kgh gaz bogat
Debite şi concentraţii icircn fluxul de gaz sărac la ieşirea din coloană
0G 393601kmoli h 393601 16 6297616 kgh metan
1H S 0 12
G G Y 393601 000174 0685 kmolih H2S
1H S2
G 0685kmoli h 34 2329 kgh H2S neabsorbit
11 0 H S2
G G G 393601 0685 394286 kmolih gaz sărac
11 0 H S2
G G G 6297616 2329 6320906 kgh gaz sărac
1
0685y 000174
393601 0685
fracţii molare H2S
Debite şi concentraţii icircn absorbantul sărac la intrarea icircn coloană
0L 610153kmoli h 6108 3726815 kgh MEA
Cunoscacircnd concentraţia soluţiei de amină (15 masă) se poate calcula debitul de soluţie apoasă
de MEA
0s
100L 3726815 24845433
15 kgh soluţie MEA
8
Soluţia apoasă de MEA este alcătuită din
3726815 kg h MEA iş
24845433 3726815 21118618 kg h ap 1173257kmoli h apă ă
1H S 0 02
L L X 610153 005 30508 kmol h H2S
1H S2
L 30508 34 103727 kg h H2S
1 10 0 H SS 2
L L L 610153 30508 640661 kmolh
1 10 0 H SS S 2
L L L 24845433 103727 2494916 kgh soluţie absorbant sărac
MEA
610153x 00494
610153 1173257
fracţii molare MEA
apa MEAx 1 x 1 00494 09506 fracţii molare apă
Debite şi concentraţii icircn absorbantul bogat la ieşirea din coloană
nH S 0 n2
L L X 610153 06 36609 kmolih H2S
nH S2
L 36609 34 1244706 kgh H2S
n n0 0 H SS 2
L L L 610153 36609 97624 kmoli h
n n0 0 H SS 2
L L L 24845433 1244706 26090139 kgh soluţie absorbant bogat
n
36609x 0375
610153 36609
fracţii molare H2S
12 Bilanţ termic pe coloana de absorbţie
Din datele inițiale de proiectare se cunoaște temperatura de intrare a gazului impurificat
n 1T respectiv a absorbantului sărac oT
Icircn funcție de acestea se estimează temperatura la vacircrful coloanei 1T respectiv
temperatura la baza coloanei nT astfel
9
0
1 0T T 5 10 C (14)
0
n n 1T T 10 30 C (15)
Cu relațiile (14) și (15) se estimează temperatura T1 respectiv temperatura Tn
0
1T 30 6 36 C
0
nT 25 25 50 C
Icircn scopul verificării temperaturii Tn din baza coloanei de absorbtie se efectuează un
bilanț termic pe conturul I din figura 1 conform următoarei relații
TT T T T TTn 1 n 1 1 1 R0n 1 n 1 1 1 nn0 0 0 0G L G LS s0 0 0 0
G H G H L h G H G H G h L h (16)
unde
n 1 10 0G G reprezintă debitul de gaz purtător la intrarea ieşirea din coloană kgh
T Tn 1 1G G0 0
H H reprezintă entalpia icircn fază vapori a gazului purtător la temperatura Tn+1 respectiv T1
kJ kg
n 1 1G G reprezintă debitul de H2S la intrarea ieşirea din coloană kg h
T Tn 1 1H H reprezintă entalpia icircn fază vapori a H2S la temperatura Tn+1 respectiv T1 kJ kg
0SL reprezintă debitul soluţiei de absorbant sărac kg h
T T0 nL L0 0
h h reprezintă entalpia icircn faza lichid a absorbantului la temperatura T0 respectiv Tn
kJ kg
RG reprezintă debitul de H2S absorbit kg h
Tnh reprezintă entalpia icircn faza lichid a H2S absorbit la temperatura Tn kJ kg
Consideracircnd că atacirct gazul purtător cacirct şi soluţia de absorbant au aceeaşi compoziţie la
intrarea şi ieşirea din coloană bilanţul termic (16) se poate scrie
T T1 n 10 0 pGo 1 n 1G G0 0
G H H G c T T (17)
T T0 00 0 pGo n 0L LS S0 0
L h h L c T T (18)
10
unde
pG
0
c reprezintă căldura specifică medie izobară a etanului kJ kg0C care se calculează cu
relaţii din literatură
pL0
c reprezintă căldura specifică medie a soluţiei de absorbant kJkg0C care se citeşte din
literatură
De asemenea ținacircnd seama de căldura de reacție ΔHR și de faptul că G1 este foarte mic
și se poate neglija relația (16) se reduce la forma
RR pGo 1 n 1 0 pLo n 0S
G H Gc T T L c T T (19)
RR 0 pLo 0 pGo 1 n 1S
n b
0 pGos
G H L c T Gc T TT T
L c
(110)
Temperatura Tn se verifică cu relația de bilanț termic (110) icircn care debitele fluxurilor
inplicate au fost calculate anterior și anume
0G 393601kmol h 393601 16 6297616 kg h
SoL 24845433 kg h soluţie MEA
RH S 0 n 1 12
G G Y Y 393601 00870 000174 33558 kmoli h H2S
RH S2
G 33558 34 1140972 kg h H2S reacţionat
Căldura specifică medie izobară a gazului purtător (metanul) pGoc se calculează la
temperatura medie aritmetică icircntre T1 şi Tn+1 cu relația
T 2 3
pc A B T C T D T
unde ABCD ndash constante specifice gazului purtător (metanul) care sunt tabelate icircn literatură
01 n 1T T 36 25T 305 C 273 305 3035
2 2
K
11
A= 120286 102
B= 325640
C= 07481610-3
D= - 707198 10-7
tan
305 2 3 2 7 3120286 10 325640 3035 074816 10 3035 ( 707198) 10 3035
22368 2237 0 6
epc
J kg K kJ kg K
Căldura specifică medie a soluţiei de absorbant pLoc se citeşte din grafice la temperatura
medie aritmetică icircntre T0 şi Tn
00 nT T 30 50T 40 C
2 2
Se obține
042 Cp
L0
c 4 kJ kg 0C
Căldura de reacție a H2S cu MEA se citește din tabele din literatură Se obține
ΔHR= 1910 kJ kg
Aplicacircnd relația (110) se obține
n b
1140972 1910 24845433 4 32 6297616 1775 36 25T T
24845433 4
0n bT T 5169 C
Valoarea temperaturii icircn baza coloanei de absorbţie obţinută prin calcul este icircn bună
concordanţă cu valoarea propusă Tn = 500C şi deci calculul temperaturii Tn se consideră icircncheiat
Se calculează temperatura medie pe coloană ca medie aritmetică icircntre T1 şi Tn
1 nm
T T 36 50T 43
2 2
0C
12
13 Determinarea numărului de talere teoretice din coloana de absorbţie
Numărul de talere teoretice se determină prin metoda grafică simplificată şi se parcurg
următoarele etape
- la temperatura medie pe coloană şi pentru valori de X cuprinse icircntre X0 şi Xn se citesc
din grafice din literatură valorile presiunii parţiale H2S
- din legea lui Dalton se calculează fracţiile molare ale H2S care apoi se transformă icircn
rapoarte molare Y
- curba de echilibru Y-X se reprezintă icircn grafic semilogaritmic
- se fixează coordonatele punctelor prin care trece dreapta de operare A(X0Y1) şi
B(YnYn+1)
Se alege Xn=06 kmoli H2S kmol MEA
X0= 005 kmol H2S kmol MEA
Yn+1= 00870 kmol H2S kmol metan
Y1= 000174 kmol H2S kmol metan
- pentru reprezentarea dreptei de operare icircn grafic semilogaritmic sunt necesare şi alte
puncte intermediare icircn afara punctelor extreme A şi B Icircn ecuaţia dreptei de operare
se dau valori lui Y icircntre X0 şi Xn şi se calculează valorile lui Y
- se reprezintă icircn acelaşi grafic icircn coordonatele Y-X atacirct curba de echilibru cacirct şi
curba de operare şi se duc orizontale şi verticale pornind de la punctul B pacircnă la A
Numărul de orizontale reprezintă necesarul de echilibre pentru absorbţia respectivă
13
Tabelul 11 Calculul curbei de echilibru pentru coloana de absorbţie a H2S icircn soluţie de
MEA 15 masă P= 5 bar
X 2kmolH S
kmolMEA 2H Sp bar y= H S2
p P yY
1 y
kmolH2Skmol metan
005 16 10-4
32 10-5
32 10-5
01 59 10-4
118 10-4
118 10-4
02 39 10-3
78 10-4
78 10-4
03 115 10-3
23 10-3
23 10-3
04 45 10-2
9 10-3
908 10-3
05 69 10-2
14 10-2
142 10-2
06 98 10-2
19 10-2
19 10-2
Presupunem Xn = 06 kmol H2S kmol MEA
0L 610153 kmol h MEA
0G 393601 kmol h metan
Tabelul 12 Calculul curbei de operare pentru coloana de absorbţie a H2S icircn soluţie de
MEA 15 masă
X kmol H2S kmol MEA 0
n n 1
0
LY X X Y
G kmol H2S kmol metan
X0= 005 Y1 = 000174
01 000949
02 00250
03 00405
04 00560
05 00715
Xn=06 Yn+1 = 00870
Din graficul din Anexa 1 obţinem un număr de talere Ntt = 175
14
14 Dimensionarea coloanei de absorbţie
141 Diametrul coloanei de absorbţie
Coloana de absorbţie este echipată cu talere cu supape
Calculul diametrului se face conform metodologiei Glitsch
Debitele implicate icircn relaţii au fost calculate icircn subcapitolul11
TG = 7461300 kgh gaz bogat
n0s
L = 26090139 kgh soluţie absorbant bogat
Masa molară medie a gazului bogat se calculează cu relația (111)
Mv= metan me tan H S H S2 2 M y M y (111)
Mv = 16 092 34 008 1744 kg kmol
Densitatea vaporilor se calculează cu relaţia (112)
3v
v
n 1
P M 5 17443526kg m
R T 0083 273 25
(112)
Aplicacircnd legea generală a gazelor se calculează debitul volumic de vapori
37461300V 0588m s
3526 3600
Densitatea soluţiei de MEA la ieşirea din coloană se citeşte din grafice din literatură la
temperatura din bază (se neglijează contribuţia H2S absorbit la densitatea soluţiei de absorbant)
ρl = 992 kgm3
Se calculează debitul maxim de vapori corectat cu relația (113)
05
vc
l v
V V
(113)
05
3c
3526V 0588 00351 m s
992 3526
Se calculează debitul volumic de soluţie de absorbant
26090139L 0438
992 60
m
3 min
Din grafice din literatură se citeşte CAF pentru ρv= 2074 kgm3 şi s = 06 m şi se obţine
CAF = 042
15
Se aplică următoarele relaţii
LB 005575
NP FI FS CAF
(114)
C
d
328VLC
30 v FI FS CAF
(115)
05
2
c
B B 314CD
1571
(116)
unde NP=1 FIcirc=07FS=07CAF=042 vd= 012
0438B 005575 0118
1 07 07 042
0438 328 00788C 1378
30 012 07 07 042
05
2
c
0118 0118 314 1378D 1617m
1571
142 Icircnălţimea coloanei de absorbţie
Icircnălţimea coloanei de absorbţie echipată cu talere cu supape se calculează cu relaţia
c TR V bI N 1 s I I (117)
NTR ndash numărul de talere reale din coloană se calculează după calculul eficacităţii medii globale
Icircn lipsa datelor generale de eficacitate Em sau a unor relaţii care să icircnglobeze efectul tuturor
factorilor care influenţează eficacitatea talerelor se recomandă ca Em să se estimeze icircn jur de
15
s ndash distanţa icircntre talere se alege 06 m
16
Icircv ndash icircnălţimea de la ultimul taler la vacircrful coloanei se alege 1 m
Icircb ndash icircnălţimea de la baza coloanei la primul taler din bază se alege 15 m
TTTR
m
N 175N 11667 12
E 015 talere reale
cI 12 1 06 1 15 91 m
15 Calculul pierderilor de absorbant
La vacircrful coloanei de absorbţie au loc pierderi de absorbant datorită antrenărilor cu gaz
inert Aceste pierderi se calculează cu relaţia
c
i ii 1
p 1 c
i ii 1
K xL G
1 K x
(118)
pL - reprezintă debitul molar de absorbant (apă şi amină) pierdut pe la vacircrful coloanei de
absorbţie
1G - debitul de gaz purificat de la vacircrful coloanei de absorbţie kmolih
ix - fracţia molară a componentului i din amestecul absorbant
iK - constanta de echilibru a componentului i din amestecul absorbant la temperatura şi
presiunea de la vacircrful coloanei
Debitul molar de gaz purificat de la vacircrful coloanei de absorbţie precum şi fracţiile
molare ale apei şi MEA icircn amestecul absorbant sunt calculate anterior Constantele de echilibru
ale apei şi MEA icircn amestecul absorbant la temperatura şi presiunea de la vacircrful coloanei sunt
2
apa
5
a min
K 1182 10
K 70605 10
5 5
p 5 5
1182 10 09506 70605 10 00494L 393601 4474
1 1182 10 09506 70605 10 00494
kmolih
17
Funcţiile molare icircn faza vapori se calculează cu relaţia
i i iY K x (119)
2
apay 1182 10 09506 00112 fracţii molare
5
aminay 70605 10 00494 000000349 fracţii molare
Pierderile din fiecare component al absorbantului sărac se calculează cu relaţiile
apap p 1 apaL L G y (120)
a min ap p 1 a minaL L G y (121)
yapă yamină ndash fracţiile molare icircn fază vapori
apapL 4474 393601 00112 4458 kmolih
apapL 80244kg h 1925856 kgzi
a min apL 4474 393601 000000349 0001385 kmolh
a min apL 00857kg h 20569 kgzi
Pentru completarea pierderilor de absorbant schema tehnologică a instalaţiei de
eliminare a H2S va fi prevăzută cu vas de completare cu absorbant
18
2 PROIECTAREA TEHNOLOGICĂ A COLOANEI DE DESORBŢIE
Realizarea unui anumit grad de stripare a gazului acid din soluția de absorbant bogat ce
alimentează coloana de absorbție pentru un debit de abur de stripare dat un număr de talere sau
un strat de umplutură de o anumită icircnălțime Calculul acestora se face icircn funcție de numărul de
talere teoretice Pentru determinarea numărului de talere teoretice se aplică metoda grafică
simplificată iar datele de echilibru se obțin la temperaturi medii mari specifice operațiunii de
desorbție
Icircn practica industrială striparea gazelor acide (și icircn special a H2S) se face cu abur
indirect folosind un refierbător Aburul de stripare care părăsește coloana de vacircrf se condensează
și se reicircntoarce icircn coloană ca reflux
Fluxurile din coloana de stripare şi concentraţiile lor sunt cele simbolizate icircn figura 2
QC
QR
I
V yb
Lrsquox1
L x T0 0 B
TB
V y0 v vT
L x T0 n f
H S2
II
Figura 2 Fluxurile şi concentraţiile lor icircn coloana de stripare
19
Icircn figura 2 semnificaţia simbolurilor este
Lo- reprezintatilde fluxul absorbant kmolih
LR ndash refluxul concentrate icircn apatildekmolih
Xn ndash concentraţia H2S icircn absorbantul bogat kmoli H2S kmol MEA
Xo ndash concentraţia H2S icircn absorbantul sărac kmoli H2S kmol MEA
YB- ndash concentraţia H2S icircn abur la ieşirea din refierbatildetor kmol H2S kmol abur
Yv- ndash concentraţia H2S icircn abur la ieşirea din coloanatilde kmol H2S kmol abur
Algoritmul de calcul al coloanei de desorbție are următoarele etape
1 se determină temperatura la vacircrful coloanei se efectuează bilanțul termic pe coloană
și se calculează debitul de vapori de stripare precum și consumul de abur la
refierbător
2 se calculează temperatura medie pe coloana de desorbție și la această temperatură se
obțin datele de echilibru pentru sistemul solut-absorbant
3 se determină diametrul și icircnălțimea coloanei cu metodologia specifică tipului de
dispozitive de contactare (talere sau umplutură)
21 Bilanțul termic și regimul de temperaturi
Pentru determinarea temperaturii la vacircrful coloanei de desorbţie se pleacă de la faptul că icircn
condiţii de echilibru presiunea parţială a aburului (component majoritar la vacircrful coloanei) este egală cu
presiunea de vapori a apei Presiunea parţială a solutului ( H S2p ) este dată de legea lui Dalton
2
Tv
H S v abur apaP P y P (21)
unde PV reprezintă presiunea la vacircrful coloanei de desorbţie bar (din datele de proiectare)
20
TvapaP - presiunea de vapori a apei la temperatura de vacircrf
yabur - reprezintă fracţia molară de abur calculată cu relaţia (22)
Rabur R
R H S2
Ly
L G
(22)
LR ndash debitul de reflux calculat cu relaţia (23)
RR H S2
L R G (23)
R ndash raţia de reflux (din datele de proiectare)
RH S2
G - debitul de H2S absorbit kmoli
RL 3 33558 100674 kmolh 1812132kgh apă
abur
100674y 075
100674 33558
fracţii molare abur
TvH S apa2
p 12 075 09bar 750 675 mmHg P
Temperatura la vacircrf se calculează cu relaţia lui Antoine (24)
v
Tvapa
TC
BAlnP
(24)
unde
ABC reprezintă constantele lui Antoine pentru apă
ln v
v
381644675 183036 T 97 C
4613 T
Temperatura de intrare Tf a absorbantului bogat icircn coloană este egală cu temperatura
de ieşire după schimbul de căldură cu absorbantul sărac de la baza coloanei de desorbţie se alege
Tf =80ordmC
21
Temperatura medie pe coloană se calculează ca media aritmetică icircntre temperatura
din vacircrf şi temperatura din bază (din datele de proiectare)
0B Vm
T T 115 97T 106 C
2 2
Presiunea medie se calculează ca medie aritmetică icircntre presiunea din vacircrf şi
presiunea din bază (din datele de proiectare)
B Vm
P P 12 14P 13bar
2 2
Pentru stabilirea sarcinii termice a refierbătorului respectiv consumul de abur VB se
efectuează un bilanţ termic pe coloana de desorbţie conform conturului I din figura 2
T TT T T TR RV Vf f R B0s H S R B 0 H S 0sL H S L V H S L2 2os 2 R o 2 os
L h G h L h Q V H G H L h (25)
unde
f
os
T
Lh - entalpia soluţiei de absorbant la temperatura Tf kJk
0V - debitul de vapori de apă de la vacircrful coloanei kgh
V
o
T
VH - entalpia vaporilor de apă la temperatura TV kJkg
RL - debitul de reflux (apă) (V0=LR) kgh
R
R
T
Lh - entalpia refluxului la temperatura TR kJkg
B
os
T
Lh - entalpia soluţiei de absorbant la temperatura din refierbător kJkg
22
Relaţia (25) se poate scrie ţinacircnd seama de căldurile specifice
)TT(cL)hh(L fBp0T
L
T
L0S0LS
f
S0
B
S0S
(26)
Neglijacircnd diferenţa de temperaturi (Tv-Tf) se poate scrie
T TR R V fH S R H S H S H S2 2 2 2
G H G (H h ) (27)
Ținacircnd cont de relațiile (26) și (27) relația (25) devine
T T RV R
B 0 p B f 0 H S RV LS L0 20 RSQ L c (T T ) V (H h ) G H (28)
Se calculează sarcina termică a refierbătorului cu relația (28)
V
0
T
VH - entalpia vaporilor de apă la temperatura TV=97ordmC s-a citit din tabele din literatură kJkg
V
0
T
VH 26715 kJ kg
R
R
T
Lh - entalpia refluxului la temperatura TR=60ordmC s-a citit din tabele din literatură kJkg
R
R
T
Lh = 2511 kJkg
pLos
c -se citeşte din grafice din literatură icircn funcţie de temperatura medie aritmetică icircntre TB şi
TR şi concentraţia soluţiei de MEA
0
pLos
c 41kJ kg C
RH se citeşte din tabele din literatură icircn funcţie de tipul absorbantului
RH = 1910 kJkg
Debitele masice ale fluxurilor implicate s-au calculat anterior
BQ 24845433 41 115 80 1812132 26715 2511 1140972 1910 1013066045kJ h
23
Cunoscacircnd sarcina refierbătorului se poate calcula debitul de vapori VB
B
TV
BB
l
QV (29)
unde
BTVl reprezintă căldura latentă de vaporizare a lichidului din refierbător icircn kJkg şi se calculează
cu relaţia (210)
)y1(lyll BBBT
aminaTapa
TV (210)
BTapal - căldura latentă de vaporizare a apei la temperatura TB kJkg
BT
a minal - căldura latentă de vaporizare a aminei la temperatura TB kJkg
y ndash fracţia molară a apei icircn vaporii VB la echilibru cu soluţia apoasă de amină care se calculează
conform indicațiilor din literatură
Pentru a calcula debitul de vapori VB cu relația (29) se calculează BT
Vl cu relația (210)
Fracția molară a apei icircn vaporii VB la echilibru cu soluția apoasă de amină se determină astfel
pentru o soluţie care conţine 15 masa amină şi 85 masă apă se citeşte din grafice din
literatură compoziţia apei icircn fază vapori şi se obţine 99 masă se transformă compoziţia fazei
vapori din masă icircn fracţii molare şi se găseşte y=0997 fracţii molare apă
BT
Vl (27048 4867) 0997 892 (1 0997) 2214kJ kg
B
1013066045 4575727kg hV 254207kmol h
2214 18
Debitul de abur la refierbător GB se calculează consideracircnd că se foloseşte abur de 5
bar şi temperatura de 115ordmC
24
10130660454872618
27533 6742BG
kgh
22 Determinarea numărului de talere teoretice din coloana de desorbţie
Numărul de talere teoretice se determină prin metoda grafică simplificată bazată pe
curba de echilibru pentru sistemul H2S-MEA la temperatura și presiunea medie din coloană şi pe
dreapta de operare Curba de echilibru Y-X se calculează pornind de la valorile presiunii parţiale
H2S citite din grafice din literatură pentru diferite valori de X şi la temperatura medie pe coloana
de desorbţie Tm=106ordmC Rezultatele obținute sunt prezentate icircn tabelul 21
Tabel 21 Calculul curbei de echilibru pentru coloana de desorbţie
2XkmoliH S kmoliMEA 2H Sp bar
2H S my p p
2
Y y (l y)
kmoliH S kmolabur
X0=005 34 10 330770 10 3
BY 308 10
01 215 10 21154 10 21167 10
02 275 10 25770 10 26123 10
03 121 10 11615 10 11926 10
04 15 10 13846 10 16250 10
05 17 10 15385 10 1167
Xn=06 195 10 17308 10 2715
Dreapta de operare trece prin punctele definite de concentraţiile fluxurilor icircn contracurent
la extremităţile coloanei si anume punctul A (Xn Yf) şi punctul B (X1 Yb) Concentraţia Yf se
calculează cu relaţia (211)
25
R
RSH
fL
GY 2 (211)
f 2
33558Y 0333 kmol H S kmol abur
100674
Concentraţia Yb se citeşte din curba de echilibru X-Y la valoarea lui X0 = 005
kmoliH2SkmoliMEA Se obține Yb = 000308 kmoliH2Skmoli abur
Concentraţia X1 se stabileşte prin bilanţ material pe conturul II din figura 2
0B0
B1 XY
L
VX (212)
Concentraţia X1 se calculează cu relația (212)
1 2
245207X 000308 005 00624kmolH S kmolMEA
610153
Calculul lor se face cu ecuația dreptei de operare (213) dacircnd valorile lui X icircntre X1 și Xn
01 B
LY (X X ) Y
V (213)
Icircn relația (213) se va ține seama că icircn zona de stripare debitul de vapori scade liniar icircntre
BV și 0V S-a reprezentat ghrafic icircn anexa 3 variația liniară a debitului de vapori cu
concentrația X icircntre punctele de coordonate A (06100674) și B (00624 245207)
Din acest grafic se citesc valorile lui V pentru diferite valori ale lui X cuprinse icircntre X1 și
Xn și se introduc icircn ecuația dreptei de operare Rezultatele sunt prerzentate icircn tabelul 22
26
Tabel 22 Calculul curbei de operare pentru coloana de desorbţie
X
kmol H2S kmol MEA b1V
LYXXY 0
kmol H2S kmol abur
V(grafic hr millimetrica)
X1=00624 3
BY 308 10 245207
01 21314 10 234
02 24464 10 207
03 28499 10 181
04 11390 10 1545
05 12150 10 127
Xn=06 1
fY 333 10 100674
Se reprezintă icircn acelaşi grafic icircn coordonate Y-X atacirct curba de echilibru cacirct şi curba
de operare şi se duc orizontale şi verticale pornind de la punctul B la punctul A Numărul de
orizontale reprezintă necesarul de echilibre pentru absorbţia respectivă şi s-au obţinut 8 talere
teoretice (vezi graficul din Anexa 2)
23 Dimensionarea coloanei de desorbţie
231 Diametrul coloanei de desorbţie
Coloana de desorbţie este echipată tot cu talere cu supape de acelaşi tip ca la coloana de
absorbţie
Calculul diametrului se face atacirct icircn zona superioară cacirct şi icircn cea inferioară a coloanei de
desorbţie conform metodologiei Glitsch
Calculul diametrului icircn zona superioară
Sarcina maximă de vapori icircn zona superioară este
Rmax 0 H S2
V V G 100674 33558 134232kmoli h
Debitul maxim de lichid este
max RL L 100674 18 1812132kg h apă
27
Masa molară medie a vaporilor de la vacircrful coloanei de desorbţie se calculează cu relaţia
v H S f abur f2M M y M 1 y (214)
unde
ff
f
y 0333y 025
1 y 1 0333
fracţii molare H2S
VM 34025+18(1-025)=22 kgkmol
Densitatea vaporilor se calculează cu relaţia
vv
v
v
P M 12 220860
R T 0083 273 97
kg m
3
Debitul masic de vapori este
VG maxV V M 134232 22 2953104 kg h
Aplicacircnd legea generală a gazelor se calculează debitul volumic de vapori
max
134232 22V 0954
0860 3600
m
3 s
Densitatea soluţiei de absorbant este ρl = 975 kg m3 şi s-a citit din grafice din literatură la
temperatura Tf
Debitul maxim de vapori corectat se calculează cu relaţia (215)
05
vc
l v
V V
(215)
05
c
0860V 0954 00283
975 0860
m
3s
Debitul maxim de lichid la vacircrful coloanei este
nmax os
L L 26090139 kg h soluţie absorbant bogat
Se calculează debitul volumic de soluţie de absorbant bogat
26090139L 0446
60 975
m
3 min
Din grafice din literatură se citeşte CAF pentru ρv=0860 kgm3 şi s=06 m şi se obţine CAF=04
28
Se aplică următoarele relaţii
LB 005575
NP FI FS CAF
(216)
c
d
328VLC
30v FI FS CAF
(217)
05
2
c
B B 314CD
1571
(218)
unde NP=1 FIcirc=055 FS=07 vd= 005 ms CAF = 04
0446B 005575 0161
1 055 07 04
0446 328 00283C 0900
30 005 055 07 04
05
20161 0161 314 0900D 1586
1571
m
Calculul diametrului icircn zona inferioară
Sarcina maximă de vapori este
max BV V 245207kmol h 18 4413726 kgh
Debitul maxim de lichid este
1max os
L L 2494916 kgh soluţie absorbant sărac
Densitatea vaporilor se citeşte din literatură la temperatura din bază consideracircnd că
vaporii sunt alcătuiţi numai din abur ρv = 0965 kgm3
Se calculează debitul volumic de vapori
max
4413726V 1271
0965 3600
m
3s
Densitatea soluţiei de MEA 15 masă la temperatura de TB sbquo 1150C este
l 9404 kgm3
Se calculează debitul maxim de vapori corectat cu relaţia (215)
29
05
c
0965V 1271 00407
9404 0965
m
3s
Se calculează debitul volumic de soluţie de absorbant
2494916L 0442
9404 60
m
3 min
Din grafice din literatură se citeşte CAF pentru ρv = 0965 kgm3 şi s= 06m şi se obţine
CAF = 041
Se aplică relaţiile 216217218
0442B 005575 0156
1 055 07 041
0442 328 00407C 1140
30 005 055 07 041
05
20156 0156 314 1140Dc 1752
1571
m
Deoarece diferenţa icircntre diametrul zonei superioare şi cel al zonei inferioare nu este mai
mare de 02 m icircntreaga coloană se construieşte cu diametrul zonei inferioare
232 Icircnălţimea coloanei de desorbţie
Icircnălţimea coloanei de desorbţie se calculează cu relaţia (219)
c TR v bI N 1 s I I (219)
Eficacitatea medie globală se estimează ca fiind 25 Numărul real de talere din coloană se
calculează cu relaţia
TTTR
m
N 8N 32
E 025 talere reale
cI 32 1 06 1 15 211 m
30
24 Determinarea necesarului de agenți termici din instalație
241 Calculul schimbului termic absorbant sărac-absorbant bogat
Deoarece absorbantul sărac iese din refierbătorul de la baza coloanei de fracționare ca
lichid la punct de fierbere cu temperatura Tb= 1150C şi trebuie să intre pe la vacircrful coloanei de
absorbţie cu temperatura T0=300C se impune ca acest flux termic să fie valorificat pentru a
realiza schimbul de căldură cu absorbantul bogat care iese de la baza coloanei de absorbţie cu
temperatura Tn = 500C şi care trebuie să intre ca flux de alimentare icircn coloana de stripare la
temperatura de Tf = 800C
Temperatura Tx cu care iese absorbantul sărac din schimbul de căldură se şi apoi se
verifică prin bilanţ termic icircn jurul schimbătorului de căldură 3 din schema din anexa 4
T T Tn nb n xo 0 0 LL L Ls n 0o n 0ss s00
L h L h L h L h (220)
Deoarece icircn literatură nu există date de entalpii pentru soluţiile de amine ci numai date
de călduri specifice putem scrie următoarele relaţii
TTb x0 L 0 p b xLs 0 s0s Ls 0
L h h L c T T (221)
T Tn nf n0 0 p f nL LS 0 n Ln 0 0
L h h L c T T
(222)
Ținacircnd cont de relațiile (221) și (222) relația(220) se poate scrie
n0 p f n 0 p b xsL L0 0
L c T T L c T T (223)
unde 0sL - debitul soluţiei de absorbant sărac kgh
n0L - debitul de absorbant bogat kgh
pL0
c - căldura specifică medie a soluţiei de absorbant bogat respectiv sărac kJkg
0C se citeşte din grafice din literatură la temperatura medie a temperaturilor respective
Temperatura cu care iese absorbantul regenerat din schimbul de căldură se presupune ca fiind
0
XT 85 C și se verifică cu relația (223)
31
026090139 395 (80 50) 2494916 41(115 Tx) Tx 84776 C
Temperatura 0
XT 85 C presupusă s-a verificat deoarece relația (223) s-a verificat icircn
limita unei erori impuse (lt2)
242 Determinarea necesarului de apă de răcire la răcitorul suplimentar
Conform schemei tehnologice icircn instalaţie există un răcitor suplimentar al fluxului de
absorbant sărac cu rolul de a răci absorbantul sărac de la temperatura Tx la temperatura T0
Pentru calculul debitului de apă de răcire la răcitorul suplimentar se scrie relația (224) de
bilanț termic icircn jurul schimbătorului de căldură 2 din schema din Anexa 4
TT TT 0x eiapa apa 0 apa apa 0L Ls0 0s s
G h L h G h L h (224)
Din relaţia (224) se obține că
0 p x 0s L0apa T Te i
apa apa
L c T T
Gh h
(225)
unde T Te iapa apah h reprezintă entalpiile apei de răcire la temperatura de intrare respectiv de ieşire
icircn kJkg
Gapa ndash reprezintă debitul de apă de răcire kgh
pL0
c - reprezintă căldura specifică medie a soluţiei de absorbant sărac hJkg0C
Se citeşte din grafice din literatură la temperatura medie aritmetică a temperaturilor
respective
0575 Cp
L0
c 399 kJkg0C
Consideracircnd că apa intră cu temperatura de 280C şi iese cu 40
0C necesarul de apă de
răcire la răcitorul suplimentar se calculează cu relația (225)
apa
2494916 399 85 30G 109152575
1675 11734
kgh
32
243 Determinarea necesarului de abur saturat la refierbător
Cunoscacircnd sarcina refierbătorului coloanei de stripare se poate calcula și debitul de abur
la refierbător GB
BB T Ti e
apaabur
QG
H h
(226)
unde T Ti e
apaaburH h - reprezintă entalpia aburului apei la intrarea ieşirea icircn refierbător kJkg
care se citeşte din tabele din literatură
Consideracircnd că se foloseşte abur de 6 bar şi temperatura de 1600C debitul de abur la
refierbător GB se calculează cu relația (226)
B
1013066045G 4872618
27533 6742
kgh
33
3 AUTOMATIZAREA INSTALAŢIEI DE ELIMINARE A
HIDROGENULUI SULFURAT
Prin automatizarea instalaţiei de eliminare a H2S prin absorbţie icircn soluţie apoasă de MEA
icircn cadrul acestui proiect se icircnţelege
- implementarea structurilor de reglare a parametrilor de regim pe cele două coloane
o presiune la coloana de absorbţie
o presiune şi temperatură la coloana de desorbţie
- implementarea structurilor de reglare a debitelor
o fluxului de gaz bogat la intrarea icircn coloana de absorbţie
o fluxului de absorbant sărac la intrarea icircn coloana de absorbţie
o fluxului de absorbant bogat la intrarea icircn coloana de desorbţie
- implementarea structurilor de reglare a nivelului
o la baza coloanei de absorbţie
o la baza coloanei de desorbţie
o icircn vasul de reflux
34
BIBLIOGRAFIE
1 PROII Reference Manual
2 Marinoiu V Paraschiv N Automatizarea proceselor chimice vol 2 Editura Tehnică
1992
3 Reid RC Prausnitz JMPolingB The Properties of Gases and Liquids vol2
4 Robu V I Procese şi Aparate de Separare icircn Industria Petrolului şi Petrochimie Editura
Didactică şi Pedagogică Bucureşti 1968 pg 398
5 Şomoghi V şa Proprietăţi fizice utilizate icircn calcule termice şi fluidodinamice UPG
Ploieşti 1997
6 Strătulă C Fracţionarea Principii şi Metode de Calcul Ed Tehnică Bucureşti 1986
7 Strătulă C Purificarea gazelor Editura Ştiinţifică şi Enciclopedică Bucureşti
1984pg83131141143-148158161175-177179192255-258321-
327442451-452447-448
8 Suciu G C (coordonator) Ingineria prelucrării hidrocarburilor vol3 editura Tehnică
Bucureşti 1987 pg163
9 Suciu G C (coordonator) Ingineria prelucrării hidrocarburilor vol1 editura Tehnică
Bucureşti 1977
10 Taran C Strătulă C Procedee difuzionale de separare vol 12 IPG Ploieşti 1979
35
Anexe
Anexa 1 Determinarea numărului de talere teoretice prin metoda grafică pentru coloana
de absorbţie a H2S icircn soluţii apoase de MEA
36
Anexa 2 Determinarea numărului de talere teoretice prin metoda grafică pentru coloana
de desorbţie a H2S din soluţii apoase de MEA
37
Anexa 3 Variaţia debitului de abur de-a lungul coloanei de desorbţie
38
Anexa 4 Schema tehnologică de eliminare a H2S
39
Anexa 5 Schema automatizată a instalaţiei de eliminare a H2S
40
Anexa 6 Schema tehnologica a instalatiei clasice de eliminare a gazelor acide prin
absorbtie in solutii apoase se amine
1-coloana de absorbtie
2-racitor
3-schimbator de caldura intre solutia bogata si solutia saraca de amina
4-coloana de desorbtie
5-refierbator
6-condensator
7-vas de reflux
8-vas de completare cu absorbant
8
Soluţia apoasă de MEA este alcătuită din
3726815 kg h MEA iş
24845433 3726815 21118618 kg h ap 1173257kmoli h apă ă
1H S 0 02
L L X 610153 005 30508 kmol h H2S
1H S2
L 30508 34 103727 kg h H2S
1 10 0 H SS 2
L L L 610153 30508 640661 kmolh
1 10 0 H SS S 2
L L L 24845433 103727 2494916 kgh soluţie absorbant sărac
MEA
610153x 00494
610153 1173257
fracţii molare MEA
apa MEAx 1 x 1 00494 09506 fracţii molare apă
Debite şi concentraţii icircn absorbantul bogat la ieşirea din coloană
nH S 0 n2
L L X 610153 06 36609 kmolih H2S
nH S2
L 36609 34 1244706 kgh H2S
n n0 0 H SS 2
L L L 610153 36609 97624 kmoli h
n n0 0 H SS 2
L L L 24845433 1244706 26090139 kgh soluţie absorbant bogat
n
36609x 0375
610153 36609
fracţii molare H2S
12 Bilanţ termic pe coloana de absorbţie
Din datele inițiale de proiectare se cunoaște temperatura de intrare a gazului impurificat
n 1T respectiv a absorbantului sărac oT
Icircn funcție de acestea se estimează temperatura la vacircrful coloanei 1T respectiv
temperatura la baza coloanei nT astfel
9
0
1 0T T 5 10 C (14)
0
n n 1T T 10 30 C (15)
Cu relațiile (14) și (15) se estimează temperatura T1 respectiv temperatura Tn
0
1T 30 6 36 C
0
nT 25 25 50 C
Icircn scopul verificării temperaturii Tn din baza coloanei de absorbtie se efectuează un
bilanț termic pe conturul I din figura 1 conform următoarei relații
TT T T T TTn 1 n 1 1 1 R0n 1 n 1 1 1 nn0 0 0 0G L G LS s0 0 0 0
G H G H L h G H G H G h L h (16)
unde
n 1 10 0G G reprezintă debitul de gaz purtător la intrarea ieşirea din coloană kgh
T Tn 1 1G G0 0
H H reprezintă entalpia icircn fază vapori a gazului purtător la temperatura Tn+1 respectiv T1
kJ kg
n 1 1G G reprezintă debitul de H2S la intrarea ieşirea din coloană kg h
T Tn 1 1H H reprezintă entalpia icircn fază vapori a H2S la temperatura Tn+1 respectiv T1 kJ kg
0SL reprezintă debitul soluţiei de absorbant sărac kg h
T T0 nL L0 0
h h reprezintă entalpia icircn faza lichid a absorbantului la temperatura T0 respectiv Tn
kJ kg
RG reprezintă debitul de H2S absorbit kg h
Tnh reprezintă entalpia icircn faza lichid a H2S absorbit la temperatura Tn kJ kg
Consideracircnd că atacirct gazul purtător cacirct şi soluţia de absorbant au aceeaşi compoziţie la
intrarea şi ieşirea din coloană bilanţul termic (16) se poate scrie
T T1 n 10 0 pGo 1 n 1G G0 0
G H H G c T T (17)
T T0 00 0 pGo n 0L LS S0 0
L h h L c T T (18)
10
unde
pG
0
c reprezintă căldura specifică medie izobară a etanului kJ kg0C care se calculează cu
relaţii din literatură
pL0
c reprezintă căldura specifică medie a soluţiei de absorbant kJkg0C care se citeşte din
literatură
De asemenea ținacircnd seama de căldura de reacție ΔHR și de faptul că G1 este foarte mic
și se poate neglija relația (16) se reduce la forma
RR pGo 1 n 1 0 pLo n 0S
G H Gc T T L c T T (19)
RR 0 pLo 0 pGo 1 n 1S
n b
0 pGos
G H L c T Gc T TT T
L c
(110)
Temperatura Tn se verifică cu relația de bilanț termic (110) icircn care debitele fluxurilor
inplicate au fost calculate anterior și anume
0G 393601kmol h 393601 16 6297616 kg h
SoL 24845433 kg h soluţie MEA
RH S 0 n 1 12
G G Y Y 393601 00870 000174 33558 kmoli h H2S
RH S2
G 33558 34 1140972 kg h H2S reacţionat
Căldura specifică medie izobară a gazului purtător (metanul) pGoc se calculează la
temperatura medie aritmetică icircntre T1 şi Tn+1 cu relația
T 2 3
pc A B T C T D T
unde ABCD ndash constante specifice gazului purtător (metanul) care sunt tabelate icircn literatură
01 n 1T T 36 25T 305 C 273 305 3035
2 2
K
11
A= 120286 102
B= 325640
C= 07481610-3
D= - 707198 10-7
tan
305 2 3 2 7 3120286 10 325640 3035 074816 10 3035 ( 707198) 10 3035
22368 2237 0 6
epc
J kg K kJ kg K
Căldura specifică medie a soluţiei de absorbant pLoc se citeşte din grafice la temperatura
medie aritmetică icircntre T0 şi Tn
00 nT T 30 50T 40 C
2 2
Se obține
042 Cp
L0
c 4 kJ kg 0C
Căldura de reacție a H2S cu MEA se citește din tabele din literatură Se obține
ΔHR= 1910 kJ kg
Aplicacircnd relația (110) se obține
n b
1140972 1910 24845433 4 32 6297616 1775 36 25T T
24845433 4
0n bT T 5169 C
Valoarea temperaturii icircn baza coloanei de absorbţie obţinută prin calcul este icircn bună
concordanţă cu valoarea propusă Tn = 500C şi deci calculul temperaturii Tn se consideră icircncheiat
Se calculează temperatura medie pe coloană ca medie aritmetică icircntre T1 şi Tn
1 nm
T T 36 50T 43
2 2
0C
12
13 Determinarea numărului de talere teoretice din coloana de absorbţie
Numărul de talere teoretice se determină prin metoda grafică simplificată şi se parcurg
următoarele etape
- la temperatura medie pe coloană şi pentru valori de X cuprinse icircntre X0 şi Xn se citesc
din grafice din literatură valorile presiunii parţiale H2S
- din legea lui Dalton se calculează fracţiile molare ale H2S care apoi se transformă icircn
rapoarte molare Y
- curba de echilibru Y-X se reprezintă icircn grafic semilogaritmic
- se fixează coordonatele punctelor prin care trece dreapta de operare A(X0Y1) şi
B(YnYn+1)
Se alege Xn=06 kmoli H2S kmol MEA
X0= 005 kmol H2S kmol MEA
Yn+1= 00870 kmol H2S kmol metan
Y1= 000174 kmol H2S kmol metan
- pentru reprezentarea dreptei de operare icircn grafic semilogaritmic sunt necesare şi alte
puncte intermediare icircn afara punctelor extreme A şi B Icircn ecuaţia dreptei de operare
se dau valori lui Y icircntre X0 şi Xn şi se calculează valorile lui Y
- se reprezintă icircn acelaşi grafic icircn coordonatele Y-X atacirct curba de echilibru cacirct şi
curba de operare şi se duc orizontale şi verticale pornind de la punctul B pacircnă la A
Numărul de orizontale reprezintă necesarul de echilibre pentru absorbţia respectivă
13
Tabelul 11 Calculul curbei de echilibru pentru coloana de absorbţie a H2S icircn soluţie de
MEA 15 masă P= 5 bar
X 2kmolH S
kmolMEA 2H Sp bar y= H S2
p P yY
1 y
kmolH2Skmol metan
005 16 10-4
32 10-5
32 10-5
01 59 10-4
118 10-4
118 10-4
02 39 10-3
78 10-4
78 10-4
03 115 10-3
23 10-3
23 10-3
04 45 10-2
9 10-3
908 10-3
05 69 10-2
14 10-2
142 10-2
06 98 10-2
19 10-2
19 10-2
Presupunem Xn = 06 kmol H2S kmol MEA
0L 610153 kmol h MEA
0G 393601 kmol h metan
Tabelul 12 Calculul curbei de operare pentru coloana de absorbţie a H2S icircn soluţie de
MEA 15 masă
X kmol H2S kmol MEA 0
n n 1
0
LY X X Y
G kmol H2S kmol metan
X0= 005 Y1 = 000174
01 000949
02 00250
03 00405
04 00560
05 00715
Xn=06 Yn+1 = 00870
Din graficul din Anexa 1 obţinem un număr de talere Ntt = 175
14
14 Dimensionarea coloanei de absorbţie
141 Diametrul coloanei de absorbţie
Coloana de absorbţie este echipată cu talere cu supape
Calculul diametrului se face conform metodologiei Glitsch
Debitele implicate icircn relaţii au fost calculate icircn subcapitolul11
TG = 7461300 kgh gaz bogat
n0s
L = 26090139 kgh soluţie absorbant bogat
Masa molară medie a gazului bogat se calculează cu relația (111)
Mv= metan me tan H S H S2 2 M y M y (111)
Mv = 16 092 34 008 1744 kg kmol
Densitatea vaporilor se calculează cu relaţia (112)
3v
v
n 1
P M 5 17443526kg m
R T 0083 273 25
(112)
Aplicacircnd legea generală a gazelor se calculează debitul volumic de vapori
37461300V 0588m s
3526 3600
Densitatea soluţiei de MEA la ieşirea din coloană se citeşte din grafice din literatură la
temperatura din bază (se neglijează contribuţia H2S absorbit la densitatea soluţiei de absorbant)
ρl = 992 kgm3
Se calculează debitul maxim de vapori corectat cu relația (113)
05
vc
l v
V V
(113)
05
3c
3526V 0588 00351 m s
992 3526
Se calculează debitul volumic de soluţie de absorbant
26090139L 0438
992 60
m
3 min
Din grafice din literatură se citeşte CAF pentru ρv= 2074 kgm3 şi s = 06 m şi se obţine
CAF = 042
15
Se aplică următoarele relaţii
LB 005575
NP FI FS CAF
(114)
C
d
328VLC
30 v FI FS CAF
(115)
05
2
c
B B 314CD
1571
(116)
unde NP=1 FIcirc=07FS=07CAF=042 vd= 012
0438B 005575 0118
1 07 07 042
0438 328 00788C 1378
30 012 07 07 042
05
2
c
0118 0118 314 1378D 1617m
1571
142 Icircnălţimea coloanei de absorbţie
Icircnălţimea coloanei de absorbţie echipată cu talere cu supape se calculează cu relaţia
c TR V bI N 1 s I I (117)
NTR ndash numărul de talere reale din coloană se calculează după calculul eficacităţii medii globale
Icircn lipsa datelor generale de eficacitate Em sau a unor relaţii care să icircnglobeze efectul tuturor
factorilor care influenţează eficacitatea talerelor se recomandă ca Em să se estimeze icircn jur de
15
s ndash distanţa icircntre talere se alege 06 m
16
Icircv ndash icircnălţimea de la ultimul taler la vacircrful coloanei se alege 1 m
Icircb ndash icircnălţimea de la baza coloanei la primul taler din bază se alege 15 m
TTTR
m
N 175N 11667 12
E 015 talere reale
cI 12 1 06 1 15 91 m
15 Calculul pierderilor de absorbant
La vacircrful coloanei de absorbţie au loc pierderi de absorbant datorită antrenărilor cu gaz
inert Aceste pierderi se calculează cu relaţia
c
i ii 1
p 1 c
i ii 1
K xL G
1 K x
(118)
pL - reprezintă debitul molar de absorbant (apă şi amină) pierdut pe la vacircrful coloanei de
absorbţie
1G - debitul de gaz purificat de la vacircrful coloanei de absorbţie kmolih
ix - fracţia molară a componentului i din amestecul absorbant
iK - constanta de echilibru a componentului i din amestecul absorbant la temperatura şi
presiunea de la vacircrful coloanei
Debitul molar de gaz purificat de la vacircrful coloanei de absorbţie precum şi fracţiile
molare ale apei şi MEA icircn amestecul absorbant sunt calculate anterior Constantele de echilibru
ale apei şi MEA icircn amestecul absorbant la temperatura şi presiunea de la vacircrful coloanei sunt
2
apa
5
a min
K 1182 10
K 70605 10
5 5
p 5 5
1182 10 09506 70605 10 00494L 393601 4474
1 1182 10 09506 70605 10 00494
kmolih
17
Funcţiile molare icircn faza vapori se calculează cu relaţia
i i iY K x (119)
2
apay 1182 10 09506 00112 fracţii molare
5
aminay 70605 10 00494 000000349 fracţii molare
Pierderile din fiecare component al absorbantului sărac se calculează cu relaţiile
apap p 1 apaL L G y (120)
a min ap p 1 a minaL L G y (121)
yapă yamină ndash fracţiile molare icircn fază vapori
apapL 4474 393601 00112 4458 kmolih
apapL 80244kg h 1925856 kgzi
a min apL 4474 393601 000000349 0001385 kmolh
a min apL 00857kg h 20569 kgzi
Pentru completarea pierderilor de absorbant schema tehnologică a instalaţiei de
eliminare a H2S va fi prevăzută cu vas de completare cu absorbant
18
2 PROIECTAREA TEHNOLOGICĂ A COLOANEI DE DESORBŢIE
Realizarea unui anumit grad de stripare a gazului acid din soluția de absorbant bogat ce
alimentează coloana de absorbție pentru un debit de abur de stripare dat un număr de talere sau
un strat de umplutură de o anumită icircnălțime Calculul acestora se face icircn funcție de numărul de
talere teoretice Pentru determinarea numărului de talere teoretice se aplică metoda grafică
simplificată iar datele de echilibru se obțin la temperaturi medii mari specifice operațiunii de
desorbție
Icircn practica industrială striparea gazelor acide (și icircn special a H2S) se face cu abur
indirect folosind un refierbător Aburul de stripare care părăsește coloana de vacircrf se condensează
și se reicircntoarce icircn coloană ca reflux
Fluxurile din coloana de stripare şi concentraţiile lor sunt cele simbolizate icircn figura 2
QC
QR
I
V yb
Lrsquox1
L x T0 0 B
TB
V y0 v vT
L x T0 n f
H S2
II
Figura 2 Fluxurile şi concentraţiile lor icircn coloana de stripare
19
Icircn figura 2 semnificaţia simbolurilor este
Lo- reprezintatilde fluxul absorbant kmolih
LR ndash refluxul concentrate icircn apatildekmolih
Xn ndash concentraţia H2S icircn absorbantul bogat kmoli H2S kmol MEA
Xo ndash concentraţia H2S icircn absorbantul sărac kmoli H2S kmol MEA
YB- ndash concentraţia H2S icircn abur la ieşirea din refierbatildetor kmol H2S kmol abur
Yv- ndash concentraţia H2S icircn abur la ieşirea din coloanatilde kmol H2S kmol abur
Algoritmul de calcul al coloanei de desorbție are următoarele etape
1 se determină temperatura la vacircrful coloanei se efectuează bilanțul termic pe coloană
și se calculează debitul de vapori de stripare precum și consumul de abur la
refierbător
2 se calculează temperatura medie pe coloana de desorbție și la această temperatură se
obțin datele de echilibru pentru sistemul solut-absorbant
3 se determină diametrul și icircnălțimea coloanei cu metodologia specifică tipului de
dispozitive de contactare (talere sau umplutură)
21 Bilanțul termic și regimul de temperaturi
Pentru determinarea temperaturii la vacircrful coloanei de desorbţie se pleacă de la faptul că icircn
condiţii de echilibru presiunea parţială a aburului (component majoritar la vacircrful coloanei) este egală cu
presiunea de vapori a apei Presiunea parţială a solutului ( H S2p ) este dată de legea lui Dalton
2
Tv
H S v abur apaP P y P (21)
unde PV reprezintă presiunea la vacircrful coloanei de desorbţie bar (din datele de proiectare)
20
TvapaP - presiunea de vapori a apei la temperatura de vacircrf
yabur - reprezintă fracţia molară de abur calculată cu relaţia (22)
Rabur R
R H S2
Ly
L G
(22)
LR ndash debitul de reflux calculat cu relaţia (23)
RR H S2
L R G (23)
R ndash raţia de reflux (din datele de proiectare)
RH S2
G - debitul de H2S absorbit kmoli
RL 3 33558 100674 kmolh 1812132kgh apă
abur
100674y 075
100674 33558
fracţii molare abur
TvH S apa2
p 12 075 09bar 750 675 mmHg P
Temperatura la vacircrf se calculează cu relaţia lui Antoine (24)
v
Tvapa
TC
BAlnP
(24)
unde
ABC reprezintă constantele lui Antoine pentru apă
ln v
v
381644675 183036 T 97 C
4613 T
Temperatura de intrare Tf a absorbantului bogat icircn coloană este egală cu temperatura
de ieşire după schimbul de căldură cu absorbantul sărac de la baza coloanei de desorbţie se alege
Tf =80ordmC
21
Temperatura medie pe coloană se calculează ca media aritmetică icircntre temperatura
din vacircrf şi temperatura din bază (din datele de proiectare)
0B Vm
T T 115 97T 106 C
2 2
Presiunea medie se calculează ca medie aritmetică icircntre presiunea din vacircrf şi
presiunea din bază (din datele de proiectare)
B Vm
P P 12 14P 13bar
2 2
Pentru stabilirea sarcinii termice a refierbătorului respectiv consumul de abur VB se
efectuează un bilanţ termic pe coloana de desorbţie conform conturului I din figura 2
T TT T T TR RV Vf f R B0s H S R B 0 H S 0sL H S L V H S L2 2os 2 R o 2 os
L h G h L h Q V H G H L h (25)
unde
f
os
T
Lh - entalpia soluţiei de absorbant la temperatura Tf kJk
0V - debitul de vapori de apă de la vacircrful coloanei kgh
V
o
T
VH - entalpia vaporilor de apă la temperatura TV kJkg
RL - debitul de reflux (apă) (V0=LR) kgh
R
R
T
Lh - entalpia refluxului la temperatura TR kJkg
B
os
T
Lh - entalpia soluţiei de absorbant la temperatura din refierbător kJkg
22
Relaţia (25) se poate scrie ţinacircnd seama de căldurile specifice
)TT(cL)hh(L fBp0T
L
T
L0S0LS
f
S0
B
S0S
(26)
Neglijacircnd diferenţa de temperaturi (Tv-Tf) se poate scrie
T TR R V fH S R H S H S H S2 2 2 2
G H G (H h ) (27)
Ținacircnd cont de relațiile (26) și (27) relația (25) devine
T T RV R
B 0 p B f 0 H S RV LS L0 20 RSQ L c (T T ) V (H h ) G H (28)
Se calculează sarcina termică a refierbătorului cu relația (28)
V
0
T
VH - entalpia vaporilor de apă la temperatura TV=97ordmC s-a citit din tabele din literatură kJkg
V
0
T
VH 26715 kJ kg
R
R
T
Lh - entalpia refluxului la temperatura TR=60ordmC s-a citit din tabele din literatură kJkg
R
R
T
Lh = 2511 kJkg
pLos
c -se citeşte din grafice din literatură icircn funcţie de temperatura medie aritmetică icircntre TB şi
TR şi concentraţia soluţiei de MEA
0
pLos
c 41kJ kg C
RH se citeşte din tabele din literatură icircn funcţie de tipul absorbantului
RH = 1910 kJkg
Debitele masice ale fluxurilor implicate s-au calculat anterior
BQ 24845433 41 115 80 1812132 26715 2511 1140972 1910 1013066045kJ h
23
Cunoscacircnd sarcina refierbătorului se poate calcula debitul de vapori VB
B
TV
BB
l
QV (29)
unde
BTVl reprezintă căldura latentă de vaporizare a lichidului din refierbător icircn kJkg şi se calculează
cu relaţia (210)
)y1(lyll BBBT
aminaTapa
TV (210)
BTapal - căldura latentă de vaporizare a apei la temperatura TB kJkg
BT
a minal - căldura latentă de vaporizare a aminei la temperatura TB kJkg
y ndash fracţia molară a apei icircn vaporii VB la echilibru cu soluţia apoasă de amină care se calculează
conform indicațiilor din literatură
Pentru a calcula debitul de vapori VB cu relația (29) se calculează BT
Vl cu relația (210)
Fracția molară a apei icircn vaporii VB la echilibru cu soluția apoasă de amină se determină astfel
pentru o soluţie care conţine 15 masa amină şi 85 masă apă se citeşte din grafice din
literatură compoziţia apei icircn fază vapori şi se obţine 99 masă se transformă compoziţia fazei
vapori din masă icircn fracţii molare şi se găseşte y=0997 fracţii molare apă
BT
Vl (27048 4867) 0997 892 (1 0997) 2214kJ kg
B
1013066045 4575727kg hV 254207kmol h
2214 18
Debitul de abur la refierbător GB se calculează consideracircnd că se foloseşte abur de 5
bar şi temperatura de 115ordmC
24
10130660454872618
27533 6742BG
kgh
22 Determinarea numărului de talere teoretice din coloana de desorbţie
Numărul de talere teoretice se determină prin metoda grafică simplificată bazată pe
curba de echilibru pentru sistemul H2S-MEA la temperatura și presiunea medie din coloană şi pe
dreapta de operare Curba de echilibru Y-X se calculează pornind de la valorile presiunii parţiale
H2S citite din grafice din literatură pentru diferite valori de X şi la temperatura medie pe coloana
de desorbţie Tm=106ordmC Rezultatele obținute sunt prezentate icircn tabelul 21
Tabel 21 Calculul curbei de echilibru pentru coloana de desorbţie
2XkmoliH S kmoliMEA 2H Sp bar
2H S my p p
2
Y y (l y)
kmoliH S kmolabur
X0=005 34 10 330770 10 3
BY 308 10
01 215 10 21154 10 21167 10
02 275 10 25770 10 26123 10
03 121 10 11615 10 11926 10
04 15 10 13846 10 16250 10
05 17 10 15385 10 1167
Xn=06 195 10 17308 10 2715
Dreapta de operare trece prin punctele definite de concentraţiile fluxurilor icircn contracurent
la extremităţile coloanei si anume punctul A (Xn Yf) şi punctul B (X1 Yb) Concentraţia Yf se
calculează cu relaţia (211)
25
R
RSH
fL
GY 2 (211)
f 2
33558Y 0333 kmol H S kmol abur
100674
Concentraţia Yb se citeşte din curba de echilibru X-Y la valoarea lui X0 = 005
kmoliH2SkmoliMEA Se obține Yb = 000308 kmoliH2Skmoli abur
Concentraţia X1 se stabileşte prin bilanţ material pe conturul II din figura 2
0B0
B1 XY
L
VX (212)
Concentraţia X1 se calculează cu relația (212)
1 2
245207X 000308 005 00624kmolH S kmolMEA
610153
Calculul lor se face cu ecuația dreptei de operare (213) dacircnd valorile lui X icircntre X1 și Xn
01 B
LY (X X ) Y
V (213)
Icircn relația (213) se va ține seama că icircn zona de stripare debitul de vapori scade liniar icircntre
BV și 0V S-a reprezentat ghrafic icircn anexa 3 variația liniară a debitului de vapori cu
concentrația X icircntre punctele de coordonate A (06100674) și B (00624 245207)
Din acest grafic se citesc valorile lui V pentru diferite valori ale lui X cuprinse icircntre X1 și
Xn și se introduc icircn ecuația dreptei de operare Rezultatele sunt prerzentate icircn tabelul 22
26
Tabel 22 Calculul curbei de operare pentru coloana de desorbţie
X
kmol H2S kmol MEA b1V
LYXXY 0
kmol H2S kmol abur
V(grafic hr millimetrica)
X1=00624 3
BY 308 10 245207
01 21314 10 234
02 24464 10 207
03 28499 10 181
04 11390 10 1545
05 12150 10 127
Xn=06 1
fY 333 10 100674
Se reprezintă icircn acelaşi grafic icircn coordonate Y-X atacirct curba de echilibru cacirct şi curba
de operare şi se duc orizontale şi verticale pornind de la punctul B la punctul A Numărul de
orizontale reprezintă necesarul de echilibre pentru absorbţia respectivă şi s-au obţinut 8 talere
teoretice (vezi graficul din Anexa 2)
23 Dimensionarea coloanei de desorbţie
231 Diametrul coloanei de desorbţie
Coloana de desorbţie este echipată tot cu talere cu supape de acelaşi tip ca la coloana de
absorbţie
Calculul diametrului se face atacirct icircn zona superioară cacirct şi icircn cea inferioară a coloanei de
desorbţie conform metodologiei Glitsch
Calculul diametrului icircn zona superioară
Sarcina maximă de vapori icircn zona superioară este
Rmax 0 H S2
V V G 100674 33558 134232kmoli h
Debitul maxim de lichid este
max RL L 100674 18 1812132kg h apă
27
Masa molară medie a vaporilor de la vacircrful coloanei de desorbţie se calculează cu relaţia
v H S f abur f2M M y M 1 y (214)
unde
ff
f
y 0333y 025
1 y 1 0333
fracţii molare H2S
VM 34025+18(1-025)=22 kgkmol
Densitatea vaporilor se calculează cu relaţia
vv
v
v
P M 12 220860
R T 0083 273 97
kg m
3
Debitul masic de vapori este
VG maxV V M 134232 22 2953104 kg h
Aplicacircnd legea generală a gazelor se calculează debitul volumic de vapori
max
134232 22V 0954
0860 3600
m
3 s
Densitatea soluţiei de absorbant este ρl = 975 kg m3 şi s-a citit din grafice din literatură la
temperatura Tf
Debitul maxim de vapori corectat se calculează cu relaţia (215)
05
vc
l v
V V
(215)
05
c
0860V 0954 00283
975 0860
m
3s
Debitul maxim de lichid la vacircrful coloanei este
nmax os
L L 26090139 kg h soluţie absorbant bogat
Se calculează debitul volumic de soluţie de absorbant bogat
26090139L 0446
60 975
m
3 min
Din grafice din literatură se citeşte CAF pentru ρv=0860 kgm3 şi s=06 m şi se obţine CAF=04
28
Se aplică următoarele relaţii
LB 005575
NP FI FS CAF
(216)
c
d
328VLC
30v FI FS CAF
(217)
05
2
c
B B 314CD
1571
(218)
unde NP=1 FIcirc=055 FS=07 vd= 005 ms CAF = 04
0446B 005575 0161
1 055 07 04
0446 328 00283C 0900
30 005 055 07 04
05
20161 0161 314 0900D 1586
1571
m
Calculul diametrului icircn zona inferioară
Sarcina maximă de vapori este
max BV V 245207kmol h 18 4413726 kgh
Debitul maxim de lichid este
1max os
L L 2494916 kgh soluţie absorbant sărac
Densitatea vaporilor se citeşte din literatură la temperatura din bază consideracircnd că
vaporii sunt alcătuiţi numai din abur ρv = 0965 kgm3
Se calculează debitul volumic de vapori
max
4413726V 1271
0965 3600
m
3s
Densitatea soluţiei de MEA 15 masă la temperatura de TB sbquo 1150C este
l 9404 kgm3
Se calculează debitul maxim de vapori corectat cu relaţia (215)
29
05
c
0965V 1271 00407
9404 0965
m
3s
Se calculează debitul volumic de soluţie de absorbant
2494916L 0442
9404 60
m
3 min
Din grafice din literatură se citeşte CAF pentru ρv = 0965 kgm3 şi s= 06m şi se obţine
CAF = 041
Se aplică relaţiile 216217218
0442B 005575 0156
1 055 07 041
0442 328 00407C 1140
30 005 055 07 041
05
20156 0156 314 1140Dc 1752
1571
m
Deoarece diferenţa icircntre diametrul zonei superioare şi cel al zonei inferioare nu este mai
mare de 02 m icircntreaga coloană se construieşte cu diametrul zonei inferioare
232 Icircnălţimea coloanei de desorbţie
Icircnălţimea coloanei de desorbţie se calculează cu relaţia (219)
c TR v bI N 1 s I I (219)
Eficacitatea medie globală se estimează ca fiind 25 Numărul real de talere din coloană se
calculează cu relaţia
TTTR
m
N 8N 32
E 025 talere reale
cI 32 1 06 1 15 211 m
30
24 Determinarea necesarului de agenți termici din instalație
241 Calculul schimbului termic absorbant sărac-absorbant bogat
Deoarece absorbantul sărac iese din refierbătorul de la baza coloanei de fracționare ca
lichid la punct de fierbere cu temperatura Tb= 1150C şi trebuie să intre pe la vacircrful coloanei de
absorbţie cu temperatura T0=300C se impune ca acest flux termic să fie valorificat pentru a
realiza schimbul de căldură cu absorbantul bogat care iese de la baza coloanei de absorbţie cu
temperatura Tn = 500C şi care trebuie să intre ca flux de alimentare icircn coloana de stripare la
temperatura de Tf = 800C
Temperatura Tx cu care iese absorbantul sărac din schimbul de căldură se şi apoi se
verifică prin bilanţ termic icircn jurul schimbătorului de căldură 3 din schema din anexa 4
T T Tn nb n xo 0 0 LL L Ls n 0o n 0ss s00
L h L h L h L h (220)
Deoarece icircn literatură nu există date de entalpii pentru soluţiile de amine ci numai date
de călduri specifice putem scrie următoarele relaţii
TTb x0 L 0 p b xLs 0 s0s Ls 0
L h h L c T T (221)
T Tn nf n0 0 p f nL LS 0 n Ln 0 0
L h h L c T T
(222)
Ținacircnd cont de relațiile (221) și (222) relația(220) se poate scrie
n0 p f n 0 p b xsL L0 0
L c T T L c T T (223)
unde 0sL - debitul soluţiei de absorbant sărac kgh
n0L - debitul de absorbant bogat kgh
pL0
c - căldura specifică medie a soluţiei de absorbant bogat respectiv sărac kJkg
0C se citeşte din grafice din literatură la temperatura medie a temperaturilor respective
Temperatura cu care iese absorbantul regenerat din schimbul de căldură se presupune ca fiind
0
XT 85 C și se verifică cu relația (223)
31
026090139 395 (80 50) 2494916 41(115 Tx) Tx 84776 C
Temperatura 0
XT 85 C presupusă s-a verificat deoarece relația (223) s-a verificat icircn
limita unei erori impuse (lt2)
242 Determinarea necesarului de apă de răcire la răcitorul suplimentar
Conform schemei tehnologice icircn instalaţie există un răcitor suplimentar al fluxului de
absorbant sărac cu rolul de a răci absorbantul sărac de la temperatura Tx la temperatura T0
Pentru calculul debitului de apă de răcire la răcitorul suplimentar se scrie relația (224) de
bilanț termic icircn jurul schimbătorului de căldură 2 din schema din Anexa 4
TT TT 0x eiapa apa 0 apa apa 0L Ls0 0s s
G h L h G h L h (224)
Din relaţia (224) se obține că
0 p x 0s L0apa T Te i
apa apa
L c T T
Gh h
(225)
unde T Te iapa apah h reprezintă entalpiile apei de răcire la temperatura de intrare respectiv de ieşire
icircn kJkg
Gapa ndash reprezintă debitul de apă de răcire kgh
pL0
c - reprezintă căldura specifică medie a soluţiei de absorbant sărac hJkg0C
Se citeşte din grafice din literatură la temperatura medie aritmetică a temperaturilor
respective
0575 Cp
L0
c 399 kJkg0C
Consideracircnd că apa intră cu temperatura de 280C şi iese cu 40
0C necesarul de apă de
răcire la răcitorul suplimentar se calculează cu relația (225)
apa
2494916 399 85 30G 109152575
1675 11734
kgh
32
243 Determinarea necesarului de abur saturat la refierbător
Cunoscacircnd sarcina refierbătorului coloanei de stripare se poate calcula și debitul de abur
la refierbător GB
BB T Ti e
apaabur
QG
H h
(226)
unde T Ti e
apaaburH h - reprezintă entalpia aburului apei la intrarea ieşirea icircn refierbător kJkg
care se citeşte din tabele din literatură
Consideracircnd că se foloseşte abur de 6 bar şi temperatura de 1600C debitul de abur la
refierbător GB se calculează cu relația (226)
B
1013066045G 4872618
27533 6742
kgh
33
3 AUTOMATIZAREA INSTALAŢIEI DE ELIMINARE A
HIDROGENULUI SULFURAT
Prin automatizarea instalaţiei de eliminare a H2S prin absorbţie icircn soluţie apoasă de MEA
icircn cadrul acestui proiect se icircnţelege
- implementarea structurilor de reglare a parametrilor de regim pe cele două coloane
o presiune la coloana de absorbţie
o presiune şi temperatură la coloana de desorbţie
- implementarea structurilor de reglare a debitelor
o fluxului de gaz bogat la intrarea icircn coloana de absorbţie
o fluxului de absorbant sărac la intrarea icircn coloana de absorbţie
o fluxului de absorbant bogat la intrarea icircn coloana de desorbţie
- implementarea structurilor de reglare a nivelului
o la baza coloanei de absorbţie
o la baza coloanei de desorbţie
o icircn vasul de reflux
34
BIBLIOGRAFIE
1 PROII Reference Manual
2 Marinoiu V Paraschiv N Automatizarea proceselor chimice vol 2 Editura Tehnică
1992
3 Reid RC Prausnitz JMPolingB The Properties of Gases and Liquids vol2
4 Robu V I Procese şi Aparate de Separare icircn Industria Petrolului şi Petrochimie Editura
Didactică şi Pedagogică Bucureşti 1968 pg 398
5 Şomoghi V şa Proprietăţi fizice utilizate icircn calcule termice şi fluidodinamice UPG
Ploieşti 1997
6 Strătulă C Fracţionarea Principii şi Metode de Calcul Ed Tehnică Bucureşti 1986
7 Strătulă C Purificarea gazelor Editura Ştiinţifică şi Enciclopedică Bucureşti
1984pg83131141143-148158161175-177179192255-258321-
327442451-452447-448
8 Suciu G C (coordonator) Ingineria prelucrării hidrocarburilor vol3 editura Tehnică
Bucureşti 1987 pg163
9 Suciu G C (coordonator) Ingineria prelucrării hidrocarburilor vol1 editura Tehnică
Bucureşti 1977
10 Taran C Strătulă C Procedee difuzionale de separare vol 12 IPG Ploieşti 1979
35
Anexe
Anexa 1 Determinarea numărului de talere teoretice prin metoda grafică pentru coloana
de absorbţie a H2S icircn soluţii apoase de MEA
36
Anexa 2 Determinarea numărului de talere teoretice prin metoda grafică pentru coloana
de desorbţie a H2S din soluţii apoase de MEA
37
Anexa 3 Variaţia debitului de abur de-a lungul coloanei de desorbţie
38
Anexa 4 Schema tehnologică de eliminare a H2S
39
Anexa 5 Schema automatizată a instalaţiei de eliminare a H2S
40
Anexa 6 Schema tehnologica a instalatiei clasice de eliminare a gazelor acide prin
absorbtie in solutii apoase se amine
1-coloana de absorbtie
2-racitor
3-schimbator de caldura intre solutia bogata si solutia saraca de amina
4-coloana de desorbtie
5-refierbator
6-condensator
7-vas de reflux
8-vas de completare cu absorbant
9
0
1 0T T 5 10 C (14)
0
n n 1T T 10 30 C (15)
Cu relațiile (14) și (15) se estimează temperatura T1 respectiv temperatura Tn
0
1T 30 6 36 C
0
nT 25 25 50 C
Icircn scopul verificării temperaturii Tn din baza coloanei de absorbtie se efectuează un
bilanț termic pe conturul I din figura 1 conform următoarei relații
TT T T T TTn 1 n 1 1 1 R0n 1 n 1 1 1 nn0 0 0 0G L G LS s0 0 0 0
G H G H L h G H G H G h L h (16)
unde
n 1 10 0G G reprezintă debitul de gaz purtător la intrarea ieşirea din coloană kgh
T Tn 1 1G G0 0
H H reprezintă entalpia icircn fază vapori a gazului purtător la temperatura Tn+1 respectiv T1
kJ kg
n 1 1G G reprezintă debitul de H2S la intrarea ieşirea din coloană kg h
T Tn 1 1H H reprezintă entalpia icircn fază vapori a H2S la temperatura Tn+1 respectiv T1 kJ kg
0SL reprezintă debitul soluţiei de absorbant sărac kg h
T T0 nL L0 0
h h reprezintă entalpia icircn faza lichid a absorbantului la temperatura T0 respectiv Tn
kJ kg
RG reprezintă debitul de H2S absorbit kg h
Tnh reprezintă entalpia icircn faza lichid a H2S absorbit la temperatura Tn kJ kg
Consideracircnd că atacirct gazul purtător cacirct şi soluţia de absorbant au aceeaşi compoziţie la
intrarea şi ieşirea din coloană bilanţul termic (16) se poate scrie
T T1 n 10 0 pGo 1 n 1G G0 0
G H H G c T T (17)
T T0 00 0 pGo n 0L LS S0 0
L h h L c T T (18)
10
unde
pG
0
c reprezintă căldura specifică medie izobară a etanului kJ kg0C care se calculează cu
relaţii din literatură
pL0
c reprezintă căldura specifică medie a soluţiei de absorbant kJkg0C care se citeşte din
literatură
De asemenea ținacircnd seama de căldura de reacție ΔHR și de faptul că G1 este foarte mic
și se poate neglija relația (16) se reduce la forma
RR pGo 1 n 1 0 pLo n 0S
G H Gc T T L c T T (19)
RR 0 pLo 0 pGo 1 n 1S
n b
0 pGos
G H L c T Gc T TT T
L c
(110)
Temperatura Tn se verifică cu relația de bilanț termic (110) icircn care debitele fluxurilor
inplicate au fost calculate anterior și anume
0G 393601kmol h 393601 16 6297616 kg h
SoL 24845433 kg h soluţie MEA
RH S 0 n 1 12
G G Y Y 393601 00870 000174 33558 kmoli h H2S
RH S2
G 33558 34 1140972 kg h H2S reacţionat
Căldura specifică medie izobară a gazului purtător (metanul) pGoc se calculează la
temperatura medie aritmetică icircntre T1 şi Tn+1 cu relația
T 2 3
pc A B T C T D T
unde ABCD ndash constante specifice gazului purtător (metanul) care sunt tabelate icircn literatură
01 n 1T T 36 25T 305 C 273 305 3035
2 2
K
11
A= 120286 102
B= 325640
C= 07481610-3
D= - 707198 10-7
tan
305 2 3 2 7 3120286 10 325640 3035 074816 10 3035 ( 707198) 10 3035
22368 2237 0 6
epc
J kg K kJ kg K
Căldura specifică medie a soluţiei de absorbant pLoc se citeşte din grafice la temperatura
medie aritmetică icircntre T0 şi Tn
00 nT T 30 50T 40 C
2 2
Se obține
042 Cp
L0
c 4 kJ kg 0C
Căldura de reacție a H2S cu MEA se citește din tabele din literatură Se obține
ΔHR= 1910 kJ kg
Aplicacircnd relația (110) se obține
n b
1140972 1910 24845433 4 32 6297616 1775 36 25T T
24845433 4
0n bT T 5169 C
Valoarea temperaturii icircn baza coloanei de absorbţie obţinută prin calcul este icircn bună
concordanţă cu valoarea propusă Tn = 500C şi deci calculul temperaturii Tn se consideră icircncheiat
Se calculează temperatura medie pe coloană ca medie aritmetică icircntre T1 şi Tn
1 nm
T T 36 50T 43
2 2
0C
12
13 Determinarea numărului de talere teoretice din coloana de absorbţie
Numărul de talere teoretice se determină prin metoda grafică simplificată şi se parcurg
următoarele etape
- la temperatura medie pe coloană şi pentru valori de X cuprinse icircntre X0 şi Xn se citesc
din grafice din literatură valorile presiunii parţiale H2S
- din legea lui Dalton se calculează fracţiile molare ale H2S care apoi se transformă icircn
rapoarte molare Y
- curba de echilibru Y-X se reprezintă icircn grafic semilogaritmic
- se fixează coordonatele punctelor prin care trece dreapta de operare A(X0Y1) şi
B(YnYn+1)
Se alege Xn=06 kmoli H2S kmol MEA
X0= 005 kmol H2S kmol MEA
Yn+1= 00870 kmol H2S kmol metan
Y1= 000174 kmol H2S kmol metan
- pentru reprezentarea dreptei de operare icircn grafic semilogaritmic sunt necesare şi alte
puncte intermediare icircn afara punctelor extreme A şi B Icircn ecuaţia dreptei de operare
se dau valori lui Y icircntre X0 şi Xn şi se calculează valorile lui Y
- se reprezintă icircn acelaşi grafic icircn coordonatele Y-X atacirct curba de echilibru cacirct şi
curba de operare şi se duc orizontale şi verticale pornind de la punctul B pacircnă la A
Numărul de orizontale reprezintă necesarul de echilibre pentru absorbţia respectivă
13
Tabelul 11 Calculul curbei de echilibru pentru coloana de absorbţie a H2S icircn soluţie de
MEA 15 masă P= 5 bar
X 2kmolH S
kmolMEA 2H Sp bar y= H S2
p P yY
1 y
kmolH2Skmol metan
005 16 10-4
32 10-5
32 10-5
01 59 10-4
118 10-4
118 10-4
02 39 10-3
78 10-4
78 10-4
03 115 10-3
23 10-3
23 10-3
04 45 10-2
9 10-3
908 10-3
05 69 10-2
14 10-2
142 10-2
06 98 10-2
19 10-2
19 10-2
Presupunem Xn = 06 kmol H2S kmol MEA
0L 610153 kmol h MEA
0G 393601 kmol h metan
Tabelul 12 Calculul curbei de operare pentru coloana de absorbţie a H2S icircn soluţie de
MEA 15 masă
X kmol H2S kmol MEA 0
n n 1
0
LY X X Y
G kmol H2S kmol metan
X0= 005 Y1 = 000174
01 000949
02 00250
03 00405
04 00560
05 00715
Xn=06 Yn+1 = 00870
Din graficul din Anexa 1 obţinem un număr de talere Ntt = 175
14
14 Dimensionarea coloanei de absorbţie
141 Diametrul coloanei de absorbţie
Coloana de absorbţie este echipată cu talere cu supape
Calculul diametrului se face conform metodologiei Glitsch
Debitele implicate icircn relaţii au fost calculate icircn subcapitolul11
TG = 7461300 kgh gaz bogat
n0s
L = 26090139 kgh soluţie absorbant bogat
Masa molară medie a gazului bogat se calculează cu relația (111)
Mv= metan me tan H S H S2 2 M y M y (111)
Mv = 16 092 34 008 1744 kg kmol
Densitatea vaporilor se calculează cu relaţia (112)
3v
v
n 1
P M 5 17443526kg m
R T 0083 273 25
(112)
Aplicacircnd legea generală a gazelor se calculează debitul volumic de vapori
37461300V 0588m s
3526 3600
Densitatea soluţiei de MEA la ieşirea din coloană se citeşte din grafice din literatură la
temperatura din bază (se neglijează contribuţia H2S absorbit la densitatea soluţiei de absorbant)
ρl = 992 kgm3
Se calculează debitul maxim de vapori corectat cu relația (113)
05
vc
l v
V V
(113)
05
3c
3526V 0588 00351 m s
992 3526
Se calculează debitul volumic de soluţie de absorbant
26090139L 0438
992 60
m
3 min
Din grafice din literatură se citeşte CAF pentru ρv= 2074 kgm3 şi s = 06 m şi se obţine
CAF = 042
15
Se aplică următoarele relaţii
LB 005575
NP FI FS CAF
(114)
C
d
328VLC
30 v FI FS CAF
(115)
05
2
c
B B 314CD
1571
(116)
unde NP=1 FIcirc=07FS=07CAF=042 vd= 012
0438B 005575 0118
1 07 07 042
0438 328 00788C 1378
30 012 07 07 042
05
2
c
0118 0118 314 1378D 1617m
1571
142 Icircnălţimea coloanei de absorbţie
Icircnălţimea coloanei de absorbţie echipată cu talere cu supape se calculează cu relaţia
c TR V bI N 1 s I I (117)
NTR ndash numărul de talere reale din coloană se calculează după calculul eficacităţii medii globale
Icircn lipsa datelor generale de eficacitate Em sau a unor relaţii care să icircnglobeze efectul tuturor
factorilor care influenţează eficacitatea talerelor se recomandă ca Em să se estimeze icircn jur de
15
s ndash distanţa icircntre talere se alege 06 m
16
Icircv ndash icircnălţimea de la ultimul taler la vacircrful coloanei se alege 1 m
Icircb ndash icircnălţimea de la baza coloanei la primul taler din bază se alege 15 m
TTTR
m
N 175N 11667 12
E 015 talere reale
cI 12 1 06 1 15 91 m
15 Calculul pierderilor de absorbant
La vacircrful coloanei de absorbţie au loc pierderi de absorbant datorită antrenărilor cu gaz
inert Aceste pierderi se calculează cu relaţia
c
i ii 1
p 1 c
i ii 1
K xL G
1 K x
(118)
pL - reprezintă debitul molar de absorbant (apă şi amină) pierdut pe la vacircrful coloanei de
absorbţie
1G - debitul de gaz purificat de la vacircrful coloanei de absorbţie kmolih
ix - fracţia molară a componentului i din amestecul absorbant
iK - constanta de echilibru a componentului i din amestecul absorbant la temperatura şi
presiunea de la vacircrful coloanei
Debitul molar de gaz purificat de la vacircrful coloanei de absorbţie precum şi fracţiile
molare ale apei şi MEA icircn amestecul absorbant sunt calculate anterior Constantele de echilibru
ale apei şi MEA icircn amestecul absorbant la temperatura şi presiunea de la vacircrful coloanei sunt
2
apa
5
a min
K 1182 10
K 70605 10
5 5
p 5 5
1182 10 09506 70605 10 00494L 393601 4474
1 1182 10 09506 70605 10 00494
kmolih
17
Funcţiile molare icircn faza vapori se calculează cu relaţia
i i iY K x (119)
2
apay 1182 10 09506 00112 fracţii molare
5
aminay 70605 10 00494 000000349 fracţii molare
Pierderile din fiecare component al absorbantului sărac se calculează cu relaţiile
apap p 1 apaL L G y (120)
a min ap p 1 a minaL L G y (121)
yapă yamină ndash fracţiile molare icircn fază vapori
apapL 4474 393601 00112 4458 kmolih
apapL 80244kg h 1925856 kgzi
a min apL 4474 393601 000000349 0001385 kmolh
a min apL 00857kg h 20569 kgzi
Pentru completarea pierderilor de absorbant schema tehnologică a instalaţiei de
eliminare a H2S va fi prevăzută cu vas de completare cu absorbant
18
2 PROIECTAREA TEHNOLOGICĂ A COLOANEI DE DESORBŢIE
Realizarea unui anumit grad de stripare a gazului acid din soluția de absorbant bogat ce
alimentează coloana de absorbție pentru un debit de abur de stripare dat un număr de talere sau
un strat de umplutură de o anumită icircnălțime Calculul acestora se face icircn funcție de numărul de
talere teoretice Pentru determinarea numărului de talere teoretice se aplică metoda grafică
simplificată iar datele de echilibru se obțin la temperaturi medii mari specifice operațiunii de
desorbție
Icircn practica industrială striparea gazelor acide (și icircn special a H2S) se face cu abur
indirect folosind un refierbător Aburul de stripare care părăsește coloana de vacircrf se condensează
și se reicircntoarce icircn coloană ca reflux
Fluxurile din coloana de stripare şi concentraţiile lor sunt cele simbolizate icircn figura 2
QC
QR
I
V yb
Lrsquox1
L x T0 0 B
TB
V y0 v vT
L x T0 n f
H S2
II
Figura 2 Fluxurile şi concentraţiile lor icircn coloana de stripare
19
Icircn figura 2 semnificaţia simbolurilor este
Lo- reprezintatilde fluxul absorbant kmolih
LR ndash refluxul concentrate icircn apatildekmolih
Xn ndash concentraţia H2S icircn absorbantul bogat kmoli H2S kmol MEA
Xo ndash concentraţia H2S icircn absorbantul sărac kmoli H2S kmol MEA
YB- ndash concentraţia H2S icircn abur la ieşirea din refierbatildetor kmol H2S kmol abur
Yv- ndash concentraţia H2S icircn abur la ieşirea din coloanatilde kmol H2S kmol abur
Algoritmul de calcul al coloanei de desorbție are următoarele etape
1 se determină temperatura la vacircrful coloanei se efectuează bilanțul termic pe coloană
și se calculează debitul de vapori de stripare precum și consumul de abur la
refierbător
2 se calculează temperatura medie pe coloana de desorbție și la această temperatură se
obțin datele de echilibru pentru sistemul solut-absorbant
3 se determină diametrul și icircnălțimea coloanei cu metodologia specifică tipului de
dispozitive de contactare (talere sau umplutură)
21 Bilanțul termic și regimul de temperaturi
Pentru determinarea temperaturii la vacircrful coloanei de desorbţie se pleacă de la faptul că icircn
condiţii de echilibru presiunea parţială a aburului (component majoritar la vacircrful coloanei) este egală cu
presiunea de vapori a apei Presiunea parţială a solutului ( H S2p ) este dată de legea lui Dalton
2
Tv
H S v abur apaP P y P (21)
unde PV reprezintă presiunea la vacircrful coloanei de desorbţie bar (din datele de proiectare)
20
TvapaP - presiunea de vapori a apei la temperatura de vacircrf
yabur - reprezintă fracţia molară de abur calculată cu relaţia (22)
Rabur R
R H S2
Ly
L G
(22)
LR ndash debitul de reflux calculat cu relaţia (23)
RR H S2
L R G (23)
R ndash raţia de reflux (din datele de proiectare)
RH S2
G - debitul de H2S absorbit kmoli
RL 3 33558 100674 kmolh 1812132kgh apă
abur
100674y 075
100674 33558
fracţii molare abur
TvH S apa2
p 12 075 09bar 750 675 mmHg P
Temperatura la vacircrf se calculează cu relaţia lui Antoine (24)
v
Tvapa
TC
BAlnP
(24)
unde
ABC reprezintă constantele lui Antoine pentru apă
ln v
v
381644675 183036 T 97 C
4613 T
Temperatura de intrare Tf a absorbantului bogat icircn coloană este egală cu temperatura
de ieşire după schimbul de căldură cu absorbantul sărac de la baza coloanei de desorbţie se alege
Tf =80ordmC
21
Temperatura medie pe coloană se calculează ca media aritmetică icircntre temperatura
din vacircrf şi temperatura din bază (din datele de proiectare)
0B Vm
T T 115 97T 106 C
2 2
Presiunea medie se calculează ca medie aritmetică icircntre presiunea din vacircrf şi
presiunea din bază (din datele de proiectare)
B Vm
P P 12 14P 13bar
2 2
Pentru stabilirea sarcinii termice a refierbătorului respectiv consumul de abur VB se
efectuează un bilanţ termic pe coloana de desorbţie conform conturului I din figura 2
T TT T T TR RV Vf f R B0s H S R B 0 H S 0sL H S L V H S L2 2os 2 R o 2 os
L h G h L h Q V H G H L h (25)
unde
f
os
T
Lh - entalpia soluţiei de absorbant la temperatura Tf kJk
0V - debitul de vapori de apă de la vacircrful coloanei kgh
V
o
T
VH - entalpia vaporilor de apă la temperatura TV kJkg
RL - debitul de reflux (apă) (V0=LR) kgh
R
R
T
Lh - entalpia refluxului la temperatura TR kJkg
B
os
T
Lh - entalpia soluţiei de absorbant la temperatura din refierbător kJkg
22
Relaţia (25) se poate scrie ţinacircnd seama de căldurile specifice
)TT(cL)hh(L fBp0T
L
T
L0S0LS
f
S0
B
S0S
(26)
Neglijacircnd diferenţa de temperaturi (Tv-Tf) se poate scrie
T TR R V fH S R H S H S H S2 2 2 2
G H G (H h ) (27)
Ținacircnd cont de relațiile (26) și (27) relația (25) devine
T T RV R
B 0 p B f 0 H S RV LS L0 20 RSQ L c (T T ) V (H h ) G H (28)
Se calculează sarcina termică a refierbătorului cu relația (28)
V
0
T
VH - entalpia vaporilor de apă la temperatura TV=97ordmC s-a citit din tabele din literatură kJkg
V
0
T
VH 26715 kJ kg
R
R
T
Lh - entalpia refluxului la temperatura TR=60ordmC s-a citit din tabele din literatură kJkg
R
R
T
Lh = 2511 kJkg
pLos
c -se citeşte din grafice din literatură icircn funcţie de temperatura medie aritmetică icircntre TB şi
TR şi concentraţia soluţiei de MEA
0
pLos
c 41kJ kg C
RH se citeşte din tabele din literatură icircn funcţie de tipul absorbantului
RH = 1910 kJkg
Debitele masice ale fluxurilor implicate s-au calculat anterior
BQ 24845433 41 115 80 1812132 26715 2511 1140972 1910 1013066045kJ h
23
Cunoscacircnd sarcina refierbătorului se poate calcula debitul de vapori VB
B
TV
BB
l
QV (29)
unde
BTVl reprezintă căldura latentă de vaporizare a lichidului din refierbător icircn kJkg şi se calculează
cu relaţia (210)
)y1(lyll BBBT
aminaTapa
TV (210)
BTapal - căldura latentă de vaporizare a apei la temperatura TB kJkg
BT
a minal - căldura latentă de vaporizare a aminei la temperatura TB kJkg
y ndash fracţia molară a apei icircn vaporii VB la echilibru cu soluţia apoasă de amină care se calculează
conform indicațiilor din literatură
Pentru a calcula debitul de vapori VB cu relația (29) se calculează BT
Vl cu relația (210)
Fracția molară a apei icircn vaporii VB la echilibru cu soluția apoasă de amină se determină astfel
pentru o soluţie care conţine 15 masa amină şi 85 masă apă se citeşte din grafice din
literatură compoziţia apei icircn fază vapori şi se obţine 99 masă se transformă compoziţia fazei
vapori din masă icircn fracţii molare şi se găseşte y=0997 fracţii molare apă
BT
Vl (27048 4867) 0997 892 (1 0997) 2214kJ kg
B
1013066045 4575727kg hV 254207kmol h
2214 18
Debitul de abur la refierbător GB se calculează consideracircnd că se foloseşte abur de 5
bar şi temperatura de 115ordmC
24
10130660454872618
27533 6742BG
kgh
22 Determinarea numărului de talere teoretice din coloana de desorbţie
Numărul de talere teoretice se determină prin metoda grafică simplificată bazată pe
curba de echilibru pentru sistemul H2S-MEA la temperatura și presiunea medie din coloană şi pe
dreapta de operare Curba de echilibru Y-X se calculează pornind de la valorile presiunii parţiale
H2S citite din grafice din literatură pentru diferite valori de X şi la temperatura medie pe coloana
de desorbţie Tm=106ordmC Rezultatele obținute sunt prezentate icircn tabelul 21
Tabel 21 Calculul curbei de echilibru pentru coloana de desorbţie
2XkmoliH S kmoliMEA 2H Sp bar
2H S my p p
2
Y y (l y)
kmoliH S kmolabur
X0=005 34 10 330770 10 3
BY 308 10
01 215 10 21154 10 21167 10
02 275 10 25770 10 26123 10
03 121 10 11615 10 11926 10
04 15 10 13846 10 16250 10
05 17 10 15385 10 1167
Xn=06 195 10 17308 10 2715
Dreapta de operare trece prin punctele definite de concentraţiile fluxurilor icircn contracurent
la extremităţile coloanei si anume punctul A (Xn Yf) şi punctul B (X1 Yb) Concentraţia Yf se
calculează cu relaţia (211)
25
R
RSH
fL
GY 2 (211)
f 2
33558Y 0333 kmol H S kmol abur
100674
Concentraţia Yb se citeşte din curba de echilibru X-Y la valoarea lui X0 = 005
kmoliH2SkmoliMEA Se obține Yb = 000308 kmoliH2Skmoli abur
Concentraţia X1 se stabileşte prin bilanţ material pe conturul II din figura 2
0B0
B1 XY
L
VX (212)
Concentraţia X1 se calculează cu relația (212)
1 2
245207X 000308 005 00624kmolH S kmolMEA
610153
Calculul lor se face cu ecuația dreptei de operare (213) dacircnd valorile lui X icircntre X1 și Xn
01 B
LY (X X ) Y
V (213)
Icircn relația (213) se va ține seama că icircn zona de stripare debitul de vapori scade liniar icircntre
BV și 0V S-a reprezentat ghrafic icircn anexa 3 variația liniară a debitului de vapori cu
concentrația X icircntre punctele de coordonate A (06100674) și B (00624 245207)
Din acest grafic se citesc valorile lui V pentru diferite valori ale lui X cuprinse icircntre X1 și
Xn și se introduc icircn ecuația dreptei de operare Rezultatele sunt prerzentate icircn tabelul 22
26
Tabel 22 Calculul curbei de operare pentru coloana de desorbţie
X
kmol H2S kmol MEA b1V
LYXXY 0
kmol H2S kmol abur
V(grafic hr millimetrica)
X1=00624 3
BY 308 10 245207
01 21314 10 234
02 24464 10 207
03 28499 10 181
04 11390 10 1545
05 12150 10 127
Xn=06 1
fY 333 10 100674
Se reprezintă icircn acelaşi grafic icircn coordonate Y-X atacirct curba de echilibru cacirct şi curba
de operare şi se duc orizontale şi verticale pornind de la punctul B la punctul A Numărul de
orizontale reprezintă necesarul de echilibre pentru absorbţia respectivă şi s-au obţinut 8 talere
teoretice (vezi graficul din Anexa 2)
23 Dimensionarea coloanei de desorbţie
231 Diametrul coloanei de desorbţie
Coloana de desorbţie este echipată tot cu talere cu supape de acelaşi tip ca la coloana de
absorbţie
Calculul diametrului se face atacirct icircn zona superioară cacirct şi icircn cea inferioară a coloanei de
desorbţie conform metodologiei Glitsch
Calculul diametrului icircn zona superioară
Sarcina maximă de vapori icircn zona superioară este
Rmax 0 H S2
V V G 100674 33558 134232kmoli h
Debitul maxim de lichid este
max RL L 100674 18 1812132kg h apă
27
Masa molară medie a vaporilor de la vacircrful coloanei de desorbţie se calculează cu relaţia
v H S f abur f2M M y M 1 y (214)
unde
ff
f
y 0333y 025
1 y 1 0333
fracţii molare H2S
VM 34025+18(1-025)=22 kgkmol
Densitatea vaporilor se calculează cu relaţia
vv
v
v
P M 12 220860
R T 0083 273 97
kg m
3
Debitul masic de vapori este
VG maxV V M 134232 22 2953104 kg h
Aplicacircnd legea generală a gazelor se calculează debitul volumic de vapori
max
134232 22V 0954
0860 3600
m
3 s
Densitatea soluţiei de absorbant este ρl = 975 kg m3 şi s-a citit din grafice din literatură la
temperatura Tf
Debitul maxim de vapori corectat se calculează cu relaţia (215)
05
vc
l v
V V
(215)
05
c
0860V 0954 00283
975 0860
m
3s
Debitul maxim de lichid la vacircrful coloanei este
nmax os
L L 26090139 kg h soluţie absorbant bogat
Se calculează debitul volumic de soluţie de absorbant bogat
26090139L 0446
60 975
m
3 min
Din grafice din literatură se citeşte CAF pentru ρv=0860 kgm3 şi s=06 m şi se obţine CAF=04
28
Se aplică următoarele relaţii
LB 005575
NP FI FS CAF
(216)
c
d
328VLC
30v FI FS CAF
(217)
05
2
c
B B 314CD
1571
(218)
unde NP=1 FIcirc=055 FS=07 vd= 005 ms CAF = 04
0446B 005575 0161
1 055 07 04
0446 328 00283C 0900
30 005 055 07 04
05
20161 0161 314 0900D 1586
1571
m
Calculul diametrului icircn zona inferioară
Sarcina maximă de vapori este
max BV V 245207kmol h 18 4413726 kgh
Debitul maxim de lichid este
1max os
L L 2494916 kgh soluţie absorbant sărac
Densitatea vaporilor se citeşte din literatură la temperatura din bază consideracircnd că
vaporii sunt alcătuiţi numai din abur ρv = 0965 kgm3
Se calculează debitul volumic de vapori
max
4413726V 1271
0965 3600
m
3s
Densitatea soluţiei de MEA 15 masă la temperatura de TB sbquo 1150C este
l 9404 kgm3
Se calculează debitul maxim de vapori corectat cu relaţia (215)
29
05
c
0965V 1271 00407
9404 0965
m
3s
Se calculează debitul volumic de soluţie de absorbant
2494916L 0442
9404 60
m
3 min
Din grafice din literatură se citeşte CAF pentru ρv = 0965 kgm3 şi s= 06m şi se obţine
CAF = 041
Se aplică relaţiile 216217218
0442B 005575 0156
1 055 07 041
0442 328 00407C 1140
30 005 055 07 041
05
20156 0156 314 1140Dc 1752
1571
m
Deoarece diferenţa icircntre diametrul zonei superioare şi cel al zonei inferioare nu este mai
mare de 02 m icircntreaga coloană se construieşte cu diametrul zonei inferioare
232 Icircnălţimea coloanei de desorbţie
Icircnălţimea coloanei de desorbţie se calculează cu relaţia (219)
c TR v bI N 1 s I I (219)
Eficacitatea medie globală se estimează ca fiind 25 Numărul real de talere din coloană se
calculează cu relaţia
TTTR
m
N 8N 32
E 025 talere reale
cI 32 1 06 1 15 211 m
30
24 Determinarea necesarului de agenți termici din instalație
241 Calculul schimbului termic absorbant sărac-absorbant bogat
Deoarece absorbantul sărac iese din refierbătorul de la baza coloanei de fracționare ca
lichid la punct de fierbere cu temperatura Tb= 1150C şi trebuie să intre pe la vacircrful coloanei de
absorbţie cu temperatura T0=300C se impune ca acest flux termic să fie valorificat pentru a
realiza schimbul de căldură cu absorbantul bogat care iese de la baza coloanei de absorbţie cu
temperatura Tn = 500C şi care trebuie să intre ca flux de alimentare icircn coloana de stripare la
temperatura de Tf = 800C
Temperatura Tx cu care iese absorbantul sărac din schimbul de căldură se şi apoi se
verifică prin bilanţ termic icircn jurul schimbătorului de căldură 3 din schema din anexa 4
T T Tn nb n xo 0 0 LL L Ls n 0o n 0ss s00
L h L h L h L h (220)
Deoarece icircn literatură nu există date de entalpii pentru soluţiile de amine ci numai date
de călduri specifice putem scrie următoarele relaţii
TTb x0 L 0 p b xLs 0 s0s Ls 0
L h h L c T T (221)
T Tn nf n0 0 p f nL LS 0 n Ln 0 0
L h h L c T T
(222)
Ținacircnd cont de relațiile (221) și (222) relația(220) se poate scrie
n0 p f n 0 p b xsL L0 0
L c T T L c T T (223)
unde 0sL - debitul soluţiei de absorbant sărac kgh
n0L - debitul de absorbant bogat kgh
pL0
c - căldura specifică medie a soluţiei de absorbant bogat respectiv sărac kJkg
0C se citeşte din grafice din literatură la temperatura medie a temperaturilor respective
Temperatura cu care iese absorbantul regenerat din schimbul de căldură se presupune ca fiind
0
XT 85 C și se verifică cu relația (223)
31
026090139 395 (80 50) 2494916 41(115 Tx) Tx 84776 C
Temperatura 0
XT 85 C presupusă s-a verificat deoarece relația (223) s-a verificat icircn
limita unei erori impuse (lt2)
242 Determinarea necesarului de apă de răcire la răcitorul suplimentar
Conform schemei tehnologice icircn instalaţie există un răcitor suplimentar al fluxului de
absorbant sărac cu rolul de a răci absorbantul sărac de la temperatura Tx la temperatura T0
Pentru calculul debitului de apă de răcire la răcitorul suplimentar se scrie relația (224) de
bilanț termic icircn jurul schimbătorului de căldură 2 din schema din Anexa 4
TT TT 0x eiapa apa 0 apa apa 0L Ls0 0s s
G h L h G h L h (224)
Din relaţia (224) se obține că
0 p x 0s L0apa T Te i
apa apa
L c T T
Gh h
(225)
unde T Te iapa apah h reprezintă entalpiile apei de răcire la temperatura de intrare respectiv de ieşire
icircn kJkg
Gapa ndash reprezintă debitul de apă de răcire kgh
pL0
c - reprezintă căldura specifică medie a soluţiei de absorbant sărac hJkg0C
Se citeşte din grafice din literatură la temperatura medie aritmetică a temperaturilor
respective
0575 Cp
L0
c 399 kJkg0C
Consideracircnd că apa intră cu temperatura de 280C şi iese cu 40
0C necesarul de apă de
răcire la răcitorul suplimentar se calculează cu relația (225)
apa
2494916 399 85 30G 109152575
1675 11734
kgh
32
243 Determinarea necesarului de abur saturat la refierbător
Cunoscacircnd sarcina refierbătorului coloanei de stripare se poate calcula și debitul de abur
la refierbător GB
BB T Ti e
apaabur
QG
H h
(226)
unde T Ti e
apaaburH h - reprezintă entalpia aburului apei la intrarea ieşirea icircn refierbător kJkg
care se citeşte din tabele din literatură
Consideracircnd că se foloseşte abur de 6 bar şi temperatura de 1600C debitul de abur la
refierbător GB se calculează cu relația (226)
B
1013066045G 4872618
27533 6742
kgh
33
3 AUTOMATIZAREA INSTALAŢIEI DE ELIMINARE A
HIDROGENULUI SULFURAT
Prin automatizarea instalaţiei de eliminare a H2S prin absorbţie icircn soluţie apoasă de MEA
icircn cadrul acestui proiect se icircnţelege
- implementarea structurilor de reglare a parametrilor de regim pe cele două coloane
o presiune la coloana de absorbţie
o presiune şi temperatură la coloana de desorbţie
- implementarea structurilor de reglare a debitelor
o fluxului de gaz bogat la intrarea icircn coloana de absorbţie
o fluxului de absorbant sărac la intrarea icircn coloana de absorbţie
o fluxului de absorbant bogat la intrarea icircn coloana de desorbţie
- implementarea structurilor de reglare a nivelului
o la baza coloanei de absorbţie
o la baza coloanei de desorbţie
o icircn vasul de reflux
34
BIBLIOGRAFIE
1 PROII Reference Manual
2 Marinoiu V Paraschiv N Automatizarea proceselor chimice vol 2 Editura Tehnică
1992
3 Reid RC Prausnitz JMPolingB The Properties of Gases and Liquids vol2
4 Robu V I Procese şi Aparate de Separare icircn Industria Petrolului şi Petrochimie Editura
Didactică şi Pedagogică Bucureşti 1968 pg 398
5 Şomoghi V şa Proprietăţi fizice utilizate icircn calcule termice şi fluidodinamice UPG
Ploieşti 1997
6 Strătulă C Fracţionarea Principii şi Metode de Calcul Ed Tehnică Bucureşti 1986
7 Strătulă C Purificarea gazelor Editura Ştiinţifică şi Enciclopedică Bucureşti
1984pg83131141143-148158161175-177179192255-258321-
327442451-452447-448
8 Suciu G C (coordonator) Ingineria prelucrării hidrocarburilor vol3 editura Tehnică
Bucureşti 1987 pg163
9 Suciu G C (coordonator) Ingineria prelucrării hidrocarburilor vol1 editura Tehnică
Bucureşti 1977
10 Taran C Strătulă C Procedee difuzionale de separare vol 12 IPG Ploieşti 1979
35
Anexe
Anexa 1 Determinarea numărului de talere teoretice prin metoda grafică pentru coloana
de absorbţie a H2S icircn soluţii apoase de MEA
36
Anexa 2 Determinarea numărului de talere teoretice prin metoda grafică pentru coloana
de desorbţie a H2S din soluţii apoase de MEA
37
Anexa 3 Variaţia debitului de abur de-a lungul coloanei de desorbţie
38
Anexa 4 Schema tehnologică de eliminare a H2S
39
Anexa 5 Schema automatizată a instalaţiei de eliminare a H2S
40
Anexa 6 Schema tehnologica a instalatiei clasice de eliminare a gazelor acide prin
absorbtie in solutii apoase se amine
1-coloana de absorbtie
2-racitor
3-schimbator de caldura intre solutia bogata si solutia saraca de amina
4-coloana de desorbtie
5-refierbator
6-condensator
7-vas de reflux
8-vas de completare cu absorbant
10
unde
pG
0
c reprezintă căldura specifică medie izobară a etanului kJ kg0C care se calculează cu
relaţii din literatură
pL0
c reprezintă căldura specifică medie a soluţiei de absorbant kJkg0C care se citeşte din
literatură
De asemenea ținacircnd seama de căldura de reacție ΔHR și de faptul că G1 este foarte mic
și se poate neglija relația (16) se reduce la forma
RR pGo 1 n 1 0 pLo n 0S
G H Gc T T L c T T (19)
RR 0 pLo 0 pGo 1 n 1S
n b
0 pGos
G H L c T Gc T TT T
L c
(110)
Temperatura Tn se verifică cu relația de bilanț termic (110) icircn care debitele fluxurilor
inplicate au fost calculate anterior și anume
0G 393601kmol h 393601 16 6297616 kg h
SoL 24845433 kg h soluţie MEA
RH S 0 n 1 12
G G Y Y 393601 00870 000174 33558 kmoli h H2S
RH S2
G 33558 34 1140972 kg h H2S reacţionat
Căldura specifică medie izobară a gazului purtător (metanul) pGoc se calculează la
temperatura medie aritmetică icircntre T1 şi Tn+1 cu relația
T 2 3
pc A B T C T D T
unde ABCD ndash constante specifice gazului purtător (metanul) care sunt tabelate icircn literatură
01 n 1T T 36 25T 305 C 273 305 3035
2 2
K
11
A= 120286 102
B= 325640
C= 07481610-3
D= - 707198 10-7
tan
305 2 3 2 7 3120286 10 325640 3035 074816 10 3035 ( 707198) 10 3035
22368 2237 0 6
epc
J kg K kJ kg K
Căldura specifică medie a soluţiei de absorbant pLoc se citeşte din grafice la temperatura
medie aritmetică icircntre T0 şi Tn
00 nT T 30 50T 40 C
2 2
Se obține
042 Cp
L0
c 4 kJ kg 0C
Căldura de reacție a H2S cu MEA se citește din tabele din literatură Se obține
ΔHR= 1910 kJ kg
Aplicacircnd relația (110) se obține
n b
1140972 1910 24845433 4 32 6297616 1775 36 25T T
24845433 4
0n bT T 5169 C
Valoarea temperaturii icircn baza coloanei de absorbţie obţinută prin calcul este icircn bună
concordanţă cu valoarea propusă Tn = 500C şi deci calculul temperaturii Tn se consideră icircncheiat
Se calculează temperatura medie pe coloană ca medie aritmetică icircntre T1 şi Tn
1 nm
T T 36 50T 43
2 2
0C
12
13 Determinarea numărului de talere teoretice din coloana de absorbţie
Numărul de talere teoretice se determină prin metoda grafică simplificată şi se parcurg
următoarele etape
- la temperatura medie pe coloană şi pentru valori de X cuprinse icircntre X0 şi Xn se citesc
din grafice din literatură valorile presiunii parţiale H2S
- din legea lui Dalton se calculează fracţiile molare ale H2S care apoi se transformă icircn
rapoarte molare Y
- curba de echilibru Y-X se reprezintă icircn grafic semilogaritmic
- se fixează coordonatele punctelor prin care trece dreapta de operare A(X0Y1) şi
B(YnYn+1)
Se alege Xn=06 kmoli H2S kmol MEA
X0= 005 kmol H2S kmol MEA
Yn+1= 00870 kmol H2S kmol metan
Y1= 000174 kmol H2S kmol metan
- pentru reprezentarea dreptei de operare icircn grafic semilogaritmic sunt necesare şi alte
puncte intermediare icircn afara punctelor extreme A şi B Icircn ecuaţia dreptei de operare
se dau valori lui Y icircntre X0 şi Xn şi se calculează valorile lui Y
- se reprezintă icircn acelaşi grafic icircn coordonatele Y-X atacirct curba de echilibru cacirct şi
curba de operare şi se duc orizontale şi verticale pornind de la punctul B pacircnă la A
Numărul de orizontale reprezintă necesarul de echilibre pentru absorbţia respectivă
13
Tabelul 11 Calculul curbei de echilibru pentru coloana de absorbţie a H2S icircn soluţie de
MEA 15 masă P= 5 bar
X 2kmolH S
kmolMEA 2H Sp bar y= H S2
p P yY
1 y
kmolH2Skmol metan
005 16 10-4
32 10-5
32 10-5
01 59 10-4
118 10-4
118 10-4
02 39 10-3
78 10-4
78 10-4
03 115 10-3
23 10-3
23 10-3
04 45 10-2
9 10-3
908 10-3
05 69 10-2
14 10-2
142 10-2
06 98 10-2
19 10-2
19 10-2
Presupunem Xn = 06 kmol H2S kmol MEA
0L 610153 kmol h MEA
0G 393601 kmol h metan
Tabelul 12 Calculul curbei de operare pentru coloana de absorbţie a H2S icircn soluţie de
MEA 15 masă
X kmol H2S kmol MEA 0
n n 1
0
LY X X Y
G kmol H2S kmol metan
X0= 005 Y1 = 000174
01 000949
02 00250
03 00405
04 00560
05 00715
Xn=06 Yn+1 = 00870
Din graficul din Anexa 1 obţinem un număr de talere Ntt = 175
14
14 Dimensionarea coloanei de absorbţie
141 Diametrul coloanei de absorbţie
Coloana de absorbţie este echipată cu talere cu supape
Calculul diametrului se face conform metodologiei Glitsch
Debitele implicate icircn relaţii au fost calculate icircn subcapitolul11
TG = 7461300 kgh gaz bogat
n0s
L = 26090139 kgh soluţie absorbant bogat
Masa molară medie a gazului bogat se calculează cu relația (111)
Mv= metan me tan H S H S2 2 M y M y (111)
Mv = 16 092 34 008 1744 kg kmol
Densitatea vaporilor se calculează cu relaţia (112)
3v
v
n 1
P M 5 17443526kg m
R T 0083 273 25
(112)
Aplicacircnd legea generală a gazelor se calculează debitul volumic de vapori
37461300V 0588m s
3526 3600
Densitatea soluţiei de MEA la ieşirea din coloană se citeşte din grafice din literatură la
temperatura din bază (se neglijează contribuţia H2S absorbit la densitatea soluţiei de absorbant)
ρl = 992 kgm3
Se calculează debitul maxim de vapori corectat cu relația (113)
05
vc
l v
V V
(113)
05
3c
3526V 0588 00351 m s
992 3526
Se calculează debitul volumic de soluţie de absorbant
26090139L 0438
992 60
m
3 min
Din grafice din literatură se citeşte CAF pentru ρv= 2074 kgm3 şi s = 06 m şi se obţine
CAF = 042
15
Se aplică următoarele relaţii
LB 005575
NP FI FS CAF
(114)
C
d
328VLC
30 v FI FS CAF
(115)
05
2
c
B B 314CD
1571
(116)
unde NP=1 FIcirc=07FS=07CAF=042 vd= 012
0438B 005575 0118
1 07 07 042
0438 328 00788C 1378
30 012 07 07 042
05
2
c
0118 0118 314 1378D 1617m
1571
142 Icircnălţimea coloanei de absorbţie
Icircnălţimea coloanei de absorbţie echipată cu talere cu supape se calculează cu relaţia
c TR V bI N 1 s I I (117)
NTR ndash numărul de talere reale din coloană se calculează după calculul eficacităţii medii globale
Icircn lipsa datelor generale de eficacitate Em sau a unor relaţii care să icircnglobeze efectul tuturor
factorilor care influenţează eficacitatea talerelor se recomandă ca Em să se estimeze icircn jur de
15
s ndash distanţa icircntre talere se alege 06 m
16
Icircv ndash icircnălţimea de la ultimul taler la vacircrful coloanei se alege 1 m
Icircb ndash icircnălţimea de la baza coloanei la primul taler din bază se alege 15 m
TTTR
m
N 175N 11667 12
E 015 talere reale
cI 12 1 06 1 15 91 m
15 Calculul pierderilor de absorbant
La vacircrful coloanei de absorbţie au loc pierderi de absorbant datorită antrenărilor cu gaz
inert Aceste pierderi se calculează cu relaţia
c
i ii 1
p 1 c
i ii 1
K xL G
1 K x
(118)
pL - reprezintă debitul molar de absorbant (apă şi amină) pierdut pe la vacircrful coloanei de
absorbţie
1G - debitul de gaz purificat de la vacircrful coloanei de absorbţie kmolih
ix - fracţia molară a componentului i din amestecul absorbant
iK - constanta de echilibru a componentului i din amestecul absorbant la temperatura şi
presiunea de la vacircrful coloanei
Debitul molar de gaz purificat de la vacircrful coloanei de absorbţie precum şi fracţiile
molare ale apei şi MEA icircn amestecul absorbant sunt calculate anterior Constantele de echilibru
ale apei şi MEA icircn amestecul absorbant la temperatura şi presiunea de la vacircrful coloanei sunt
2
apa
5
a min
K 1182 10
K 70605 10
5 5
p 5 5
1182 10 09506 70605 10 00494L 393601 4474
1 1182 10 09506 70605 10 00494
kmolih
17
Funcţiile molare icircn faza vapori se calculează cu relaţia
i i iY K x (119)
2
apay 1182 10 09506 00112 fracţii molare
5
aminay 70605 10 00494 000000349 fracţii molare
Pierderile din fiecare component al absorbantului sărac se calculează cu relaţiile
apap p 1 apaL L G y (120)
a min ap p 1 a minaL L G y (121)
yapă yamină ndash fracţiile molare icircn fază vapori
apapL 4474 393601 00112 4458 kmolih
apapL 80244kg h 1925856 kgzi
a min apL 4474 393601 000000349 0001385 kmolh
a min apL 00857kg h 20569 kgzi
Pentru completarea pierderilor de absorbant schema tehnologică a instalaţiei de
eliminare a H2S va fi prevăzută cu vas de completare cu absorbant
18
2 PROIECTAREA TEHNOLOGICĂ A COLOANEI DE DESORBŢIE
Realizarea unui anumit grad de stripare a gazului acid din soluția de absorbant bogat ce
alimentează coloana de absorbție pentru un debit de abur de stripare dat un număr de talere sau
un strat de umplutură de o anumită icircnălțime Calculul acestora se face icircn funcție de numărul de
talere teoretice Pentru determinarea numărului de talere teoretice se aplică metoda grafică
simplificată iar datele de echilibru se obțin la temperaturi medii mari specifice operațiunii de
desorbție
Icircn practica industrială striparea gazelor acide (și icircn special a H2S) se face cu abur
indirect folosind un refierbător Aburul de stripare care părăsește coloana de vacircrf se condensează
și se reicircntoarce icircn coloană ca reflux
Fluxurile din coloana de stripare şi concentraţiile lor sunt cele simbolizate icircn figura 2
QC
QR
I
V yb
Lrsquox1
L x T0 0 B
TB
V y0 v vT
L x T0 n f
H S2
II
Figura 2 Fluxurile şi concentraţiile lor icircn coloana de stripare
19
Icircn figura 2 semnificaţia simbolurilor este
Lo- reprezintatilde fluxul absorbant kmolih
LR ndash refluxul concentrate icircn apatildekmolih
Xn ndash concentraţia H2S icircn absorbantul bogat kmoli H2S kmol MEA
Xo ndash concentraţia H2S icircn absorbantul sărac kmoli H2S kmol MEA
YB- ndash concentraţia H2S icircn abur la ieşirea din refierbatildetor kmol H2S kmol abur
Yv- ndash concentraţia H2S icircn abur la ieşirea din coloanatilde kmol H2S kmol abur
Algoritmul de calcul al coloanei de desorbție are următoarele etape
1 se determină temperatura la vacircrful coloanei se efectuează bilanțul termic pe coloană
și se calculează debitul de vapori de stripare precum și consumul de abur la
refierbător
2 se calculează temperatura medie pe coloana de desorbție și la această temperatură se
obțin datele de echilibru pentru sistemul solut-absorbant
3 se determină diametrul și icircnălțimea coloanei cu metodologia specifică tipului de
dispozitive de contactare (talere sau umplutură)
21 Bilanțul termic și regimul de temperaturi
Pentru determinarea temperaturii la vacircrful coloanei de desorbţie se pleacă de la faptul că icircn
condiţii de echilibru presiunea parţială a aburului (component majoritar la vacircrful coloanei) este egală cu
presiunea de vapori a apei Presiunea parţială a solutului ( H S2p ) este dată de legea lui Dalton
2
Tv
H S v abur apaP P y P (21)
unde PV reprezintă presiunea la vacircrful coloanei de desorbţie bar (din datele de proiectare)
20
TvapaP - presiunea de vapori a apei la temperatura de vacircrf
yabur - reprezintă fracţia molară de abur calculată cu relaţia (22)
Rabur R
R H S2
Ly
L G
(22)
LR ndash debitul de reflux calculat cu relaţia (23)
RR H S2
L R G (23)
R ndash raţia de reflux (din datele de proiectare)
RH S2
G - debitul de H2S absorbit kmoli
RL 3 33558 100674 kmolh 1812132kgh apă
abur
100674y 075
100674 33558
fracţii molare abur
TvH S apa2
p 12 075 09bar 750 675 mmHg P
Temperatura la vacircrf se calculează cu relaţia lui Antoine (24)
v
Tvapa
TC
BAlnP
(24)
unde
ABC reprezintă constantele lui Antoine pentru apă
ln v
v
381644675 183036 T 97 C
4613 T
Temperatura de intrare Tf a absorbantului bogat icircn coloană este egală cu temperatura
de ieşire după schimbul de căldură cu absorbantul sărac de la baza coloanei de desorbţie se alege
Tf =80ordmC
21
Temperatura medie pe coloană se calculează ca media aritmetică icircntre temperatura
din vacircrf şi temperatura din bază (din datele de proiectare)
0B Vm
T T 115 97T 106 C
2 2
Presiunea medie se calculează ca medie aritmetică icircntre presiunea din vacircrf şi
presiunea din bază (din datele de proiectare)
B Vm
P P 12 14P 13bar
2 2
Pentru stabilirea sarcinii termice a refierbătorului respectiv consumul de abur VB se
efectuează un bilanţ termic pe coloana de desorbţie conform conturului I din figura 2
T TT T T TR RV Vf f R B0s H S R B 0 H S 0sL H S L V H S L2 2os 2 R o 2 os
L h G h L h Q V H G H L h (25)
unde
f
os
T
Lh - entalpia soluţiei de absorbant la temperatura Tf kJk
0V - debitul de vapori de apă de la vacircrful coloanei kgh
V
o
T
VH - entalpia vaporilor de apă la temperatura TV kJkg
RL - debitul de reflux (apă) (V0=LR) kgh
R
R
T
Lh - entalpia refluxului la temperatura TR kJkg
B
os
T
Lh - entalpia soluţiei de absorbant la temperatura din refierbător kJkg
22
Relaţia (25) se poate scrie ţinacircnd seama de căldurile specifice
)TT(cL)hh(L fBp0T
L
T
L0S0LS
f
S0
B
S0S
(26)
Neglijacircnd diferenţa de temperaturi (Tv-Tf) se poate scrie
T TR R V fH S R H S H S H S2 2 2 2
G H G (H h ) (27)
Ținacircnd cont de relațiile (26) și (27) relația (25) devine
T T RV R
B 0 p B f 0 H S RV LS L0 20 RSQ L c (T T ) V (H h ) G H (28)
Se calculează sarcina termică a refierbătorului cu relația (28)
V
0
T
VH - entalpia vaporilor de apă la temperatura TV=97ordmC s-a citit din tabele din literatură kJkg
V
0
T
VH 26715 kJ kg
R
R
T
Lh - entalpia refluxului la temperatura TR=60ordmC s-a citit din tabele din literatură kJkg
R
R
T
Lh = 2511 kJkg
pLos
c -se citeşte din grafice din literatură icircn funcţie de temperatura medie aritmetică icircntre TB şi
TR şi concentraţia soluţiei de MEA
0
pLos
c 41kJ kg C
RH se citeşte din tabele din literatură icircn funcţie de tipul absorbantului
RH = 1910 kJkg
Debitele masice ale fluxurilor implicate s-au calculat anterior
BQ 24845433 41 115 80 1812132 26715 2511 1140972 1910 1013066045kJ h
23
Cunoscacircnd sarcina refierbătorului se poate calcula debitul de vapori VB
B
TV
BB
l
QV (29)
unde
BTVl reprezintă căldura latentă de vaporizare a lichidului din refierbător icircn kJkg şi se calculează
cu relaţia (210)
)y1(lyll BBBT
aminaTapa
TV (210)
BTapal - căldura latentă de vaporizare a apei la temperatura TB kJkg
BT
a minal - căldura latentă de vaporizare a aminei la temperatura TB kJkg
y ndash fracţia molară a apei icircn vaporii VB la echilibru cu soluţia apoasă de amină care se calculează
conform indicațiilor din literatură
Pentru a calcula debitul de vapori VB cu relația (29) se calculează BT
Vl cu relația (210)
Fracția molară a apei icircn vaporii VB la echilibru cu soluția apoasă de amină se determină astfel
pentru o soluţie care conţine 15 masa amină şi 85 masă apă se citeşte din grafice din
literatură compoziţia apei icircn fază vapori şi se obţine 99 masă se transformă compoziţia fazei
vapori din masă icircn fracţii molare şi se găseşte y=0997 fracţii molare apă
BT
Vl (27048 4867) 0997 892 (1 0997) 2214kJ kg
B
1013066045 4575727kg hV 254207kmol h
2214 18
Debitul de abur la refierbător GB se calculează consideracircnd că se foloseşte abur de 5
bar şi temperatura de 115ordmC
24
10130660454872618
27533 6742BG
kgh
22 Determinarea numărului de talere teoretice din coloana de desorbţie
Numărul de talere teoretice se determină prin metoda grafică simplificată bazată pe
curba de echilibru pentru sistemul H2S-MEA la temperatura și presiunea medie din coloană şi pe
dreapta de operare Curba de echilibru Y-X se calculează pornind de la valorile presiunii parţiale
H2S citite din grafice din literatură pentru diferite valori de X şi la temperatura medie pe coloana
de desorbţie Tm=106ordmC Rezultatele obținute sunt prezentate icircn tabelul 21
Tabel 21 Calculul curbei de echilibru pentru coloana de desorbţie
2XkmoliH S kmoliMEA 2H Sp bar
2H S my p p
2
Y y (l y)
kmoliH S kmolabur
X0=005 34 10 330770 10 3
BY 308 10
01 215 10 21154 10 21167 10
02 275 10 25770 10 26123 10
03 121 10 11615 10 11926 10
04 15 10 13846 10 16250 10
05 17 10 15385 10 1167
Xn=06 195 10 17308 10 2715
Dreapta de operare trece prin punctele definite de concentraţiile fluxurilor icircn contracurent
la extremităţile coloanei si anume punctul A (Xn Yf) şi punctul B (X1 Yb) Concentraţia Yf se
calculează cu relaţia (211)
25
R
RSH
fL
GY 2 (211)
f 2
33558Y 0333 kmol H S kmol abur
100674
Concentraţia Yb se citeşte din curba de echilibru X-Y la valoarea lui X0 = 005
kmoliH2SkmoliMEA Se obține Yb = 000308 kmoliH2Skmoli abur
Concentraţia X1 se stabileşte prin bilanţ material pe conturul II din figura 2
0B0
B1 XY
L
VX (212)
Concentraţia X1 se calculează cu relația (212)
1 2
245207X 000308 005 00624kmolH S kmolMEA
610153
Calculul lor se face cu ecuația dreptei de operare (213) dacircnd valorile lui X icircntre X1 și Xn
01 B
LY (X X ) Y
V (213)
Icircn relația (213) se va ține seama că icircn zona de stripare debitul de vapori scade liniar icircntre
BV și 0V S-a reprezentat ghrafic icircn anexa 3 variația liniară a debitului de vapori cu
concentrația X icircntre punctele de coordonate A (06100674) și B (00624 245207)
Din acest grafic se citesc valorile lui V pentru diferite valori ale lui X cuprinse icircntre X1 și
Xn și se introduc icircn ecuația dreptei de operare Rezultatele sunt prerzentate icircn tabelul 22
26
Tabel 22 Calculul curbei de operare pentru coloana de desorbţie
X
kmol H2S kmol MEA b1V
LYXXY 0
kmol H2S kmol abur
V(grafic hr millimetrica)
X1=00624 3
BY 308 10 245207
01 21314 10 234
02 24464 10 207
03 28499 10 181
04 11390 10 1545
05 12150 10 127
Xn=06 1
fY 333 10 100674
Se reprezintă icircn acelaşi grafic icircn coordonate Y-X atacirct curba de echilibru cacirct şi curba
de operare şi se duc orizontale şi verticale pornind de la punctul B la punctul A Numărul de
orizontale reprezintă necesarul de echilibre pentru absorbţia respectivă şi s-au obţinut 8 talere
teoretice (vezi graficul din Anexa 2)
23 Dimensionarea coloanei de desorbţie
231 Diametrul coloanei de desorbţie
Coloana de desorbţie este echipată tot cu talere cu supape de acelaşi tip ca la coloana de
absorbţie
Calculul diametrului se face atacirct icircn zona superioară cacirct şi icircn cea inferioară a coloanei de
desorbţie conform metodologiei Glitsch
Calculul diametrului icircn zona superioară
Sarcina maximă de vapori icircn zona superioară este
Rmax 0 H S2
V V G 100674 33558 134232kmoli h
Debitul maxim de lichid este
max RL L 100674 18 1812132kg h apă
27
Masa molară medie a vaporilor de la vacircrful coloanei de desorbţie se calculează cu relaţia
v H S f abur f2M M y M 1 y (214)
unde
ff
f
y 0333y 025
1 y 1 0333
fracţii molare H2S
VM 34025+18(1-025)=22 kgkmol
Densitatea vaporilor se calculează cu relaţia
vv
v
v
P M 12 220860
R T 0083 273 97
kg m
3
Debitul masic de vapori este
VG maxV V M 134232 22 2953104 kg h
Aplicacircnd legea generală a gazelor se calculează debitul volumic de vapori
max
134232 22V 0954
0860 3600
m
3 s
Densitatea soluţiei de absorbant este ρl = 975 kg m3 şi s-a citit din grafice din literatură la
temperatura Tf
Debitul maxim de vapori corectat se calculează cu relaţia (215)
05
vc
l v
V V
(215)
05
c
0860V 0954 00283
975 0860
m
3s
Debitul maxim de lichid la vacircrful coloanei este
nmax os
L L 26090139 kg h soluţie absorbant bogat
Se calculează debitul volumic de soluţie de absorbant bogat
26090139L 0446
60 975
m
3 min
Din grafice din literatură se citeşte CAF pentru ρv=0860 kgm3 şi s=06 m şi se obţine CAF=04
28
Se aplică următoarele relaţii
LB 005575
NP FI FS CAF
(216)
c
d
328VLC
30v FI FS CAF
(217)
05
2
c
B B 314CD
1571
(218)
unde NP=1 FIcirc=055 FS=07 vd= 005 ms CAF = 04
0446B 005575 0161
1 055 07 04
0446 328 00283C 0900
30 005 055 07 04
05
20161 0161 314 0900D 1586
1571
m
Calculul diametrului icircn zona inferioară
Sarcina maximă de vapori este
max BV V 245207kmol h 18 4413726 kgh
Debitul maxim de lichid este
1max os
L L 2494916 kgh soluţie absorbant sărac
Densitatea vaporilor se citeşte din literatură la temperatura din bază consideracircnd că
vaporii sunt alcătuiţi numai din abur ρv = 0965 kgm3
Se calculează debitul volumic de vapori
max
4413726V 1271
0965 3600
m
3s
Densitatea soluţiei de MEA 15 masă la temperatura de TB sbquo 1150C este
l 9404 kgm3
Se calculează debitul maxim de vapori corectat cu relaţia (215)
29
05
c
0965V 1271 00407
9404 0965
m
3s
Se calculează debitul volumic de soluţie de absorbant
2494916L 0442
9404 60
m
3 min
Din grafice din literatură se citeşte CAF pentru ρv = 0965 kgm3 şi s= 06m şi se obţine
CAF = 041
Se aplică relaţiile 216217218
0442B 005575 0156
1 055 07 041
0442 328 00407C 1140
30 005 055 07 041
05
20156 0156 314 1140Dc 1752
1571
m
Deoarece diferenţa icircntre diametrul zonei superioare şi cel al zonei inferioare nu este mai
mare de 02 m icircntreaga coloană se construieşte cu diametrul zonei inferioare
232 Icircnălţimea coloanei de desorbţie
Icircnălţimea coloanei de desorbţie se calculează cu relaţia (219)
c TR v bI N 1 s I I (219)
Eficacitatea medie globală se estimează ca fiind 25 Numărul real de talere din coloană se
calculează cu relaţia
TTTR
m
N 8N 32
E 025 talere reale
cI 32 1 06 1 15 211 m
30
24 Determinarea necesarului de agenți termici din instalație
241 Calculul schimbului termic absorbant sărac-absorbant bogat
Deoarece absorbantul sărac iese din refierbătorul de la baza coloanei de fracționare ca
lichid la punct de fierbere cu temperatura Tb= 1150C şi trebuie să intre pe la vacircrful coloanei de
absorbţie cu temperatura T0=300C se impune ca acest flux termic să fie valorificat pentru a
realiza schimbul de căldură cu absorbantul bogat care iese de la baza coloanei de absorbţie cu
temperatura Tn = 500C şi care trebuie să intre ca flux de alimentare icircn coloana de stripare la
temperatura de Tf = 800C
Temperatura Tx cu care iese absorbantul sărac din schimbul de căldură se şi apoi se
verifică prin bilanţ termic icircn jurul schimbătorului de căldură 3 din schema din anexa 4
T T Tn nb n xo 0 0 LL L Ls n 0o n 0ss s00
L h L h L h L h (220)
Deoarece icircn literatură nu există date de entalpii pentru soluţiile de amine ci numai date
de călduri specifice putem scrie următoarele relaţii
TTb x0 L 0 p b xLs 0 s0s Ls 0
L h h L c T T (221)
T Tn nf n0 0 p f nL LS 0 n Ln 0 0
L h h L c T T
(222)
Ținacircnd cont de relațiile (221) și (222) relația(220) se poate scrie
n0 p f n 0 p b xsL L0 0
L c T T L c T T (223)
unde 0sL - debitul soluţiei de absorbant sărac kgh
n0L - debitul de absorbant bogat kgh
pL0
c - căldura specifică medie a soluţiei de absorbant bogat respectiv sărac kJkg
0C se citeşte din grafice din literatură la temperatura medie a temperaturilor respective
Temperatura cu care iese absorbantul regenerat din schimbul de căldură se presupune ca fiind
0
XT 85 C și se verifică cu relația (223)
31
026090139 395 (80 50) 2494916 41(115 Tx) Tx 84776 C
Temperatura 0
XT 85 C presupusă s-a verificat deoarece relația (223) s-a verificat icircn
limita unei erori impuse (lt2)
242 Determinarea necesarului de apă de răcire la răcitorul suplimentar
Conform schemei tehnologice icircn instalaţie există un răcitor suplimentar al fluxului de
absorbant sărac cu rolul de a răci absorbantul sărac de la temperatura Tx la temperatura T0
Pentru calculul debitului de apă de răcire la răcitorul suplimentar se scrie relația (224) de
bilanț termic icircn jurul schimbătorului de căldură 2 din schema din Anexa 4
TT TT 0x eiapa apa 0 apa apa 0L Ls0 0s s
G h L h G h L h (224)
Din relaţia (224) se obține că
0 p x 0s L0apa T Te i
apa apa
L c T T
Gh h
(225)
unde T Te iapa apah h reprezintă entalpiile apei de răcire la temperatura de intrare respectiv de ieşire
icircn kJkg
Gapa ndash reprezintă debitul de apă de răcire kgh
pL0
c - reprezintă căldura specifică medie a soluţiei de absorbant sărac hJkg0C
Se citeşte din grafice din literatură la temperatura medie aritmetică a temperaturilor
respective
0575 Cp
L0
c 399 kJkg0C
Consideracircnd că apa intră cu temperatura de 280C şi iese cu 40
0C necesarul de apă de
răcire la răcitorul suplimentar se calculează cu relația (225)
apa
2494916 399 85 30G 109152575
1675 11734
kgh
32
243 Determinarea necesarului de abur saturat la refierbător
Cunoscacircnd sarcina refierbătorului coloanei de stripare se poate calcula și debitul de abur
la refierbător GB
BB T Ti e
apaabur
QG
H h
(226)
unde T Ti e
apaaburH h - reprezintă entalpia aburului apei la intrarea ieşirea icircn refierbător kJkg
care se citeşte din tabele din literatură
Consideracircnd că se foloseşte abur de 6 bar şi temperatura de 1600C debitul de abur la
refierbător GB se calculează cu relația (226)
B
1013066045G 4872618
27533 6742
kgh
33
3 AUTOMATIZAREA INSTALAŢIEI DE ELIMINARE A
HIDROGENULUI SULFURAT
Prin automatizarea instalaţiei de eliminare a H2S prin absorbţie icircn soluţie apoasă de MEA
icircn cadrul acestui proiect se icircnţelege
- implementarea structurilor de reglare a parametrilor de regim pe cele două coloane
o presiune la coloana de absorbţie
o presiune şi temperatură la coloana de desorbţie
- implementarea structurilor de reglare a debitelor
o fluxului de gaz bogat la intrarea icircn coloana de absorbţie
o fluxului de absorbant sărac la intrarea icircn coloana de absorbţie
o fluxului de absorbant bogat la intrarea icircn coloana de desorbţie
- implementarea structurilor de reglare a nivelului
o la baza coloanei de absorbţie
o la baza coloanei de desorbţie
o icircn vasul de reflux
34
BIBLIOGRAFIE
1 PROII Reference Manual
2 Marinoiu V Paraschiv N Automatizarea proceselor chimice vol 2 Editura Tehnică
1992
3 Reid RC Prausnitz JMPolingB The Properties of Gases and Liquids vol2
4 Robu V I Procese şi Aparate de Separare icircn Industria Petrolului şi Petrochimie Editura
Didactică şi Pedagogică Bucureşti 1968 pg 398
5 Şomoghi V şa Proprietăţi fizice utilizate icircn calcule termice şi fluidodinamice UPG
Ploieşti 1997
6 Strătulă C Fracţionarea Principii şi Metode de Calcul Ed Tehnică Bucureşti 1986
7 Strătulă C Purificarea gazelor Editura Ştiinţifică şi Enciclopedică Bucureşti
1984pg83131141143-148158161175-177179192255-258321-
327442451-452447-448
8 Suciu G C (coordonator) Ingineria prelucrării hidrocarburilor vol3 editura Tehnică
Bucureşti 1987 pg163
9 Suciu G C (coordonator) Ingineria prelucrării hidrocarburilor vol1 editura Tehnică
Bucureşti 1977
10 Taran C Strătulă C Procedee difuzionale de separare vol 12 IPG Ploieşti 1979
35
Anexe
Anexa 1 Determinarea numărului de talere teoretice prin metoda grafică pentru coloana
de absorbţie a H2S icircn soluţii apoase de MEA
36
Anexa 2 Determinarea numărului de talere teoretice prin metoda grafică pentru coloana
de desorbţie a H2S din soluţii apoase de MEA
37
Anexa 3 Variaţia debitului de abur de-a lungul coloanei de desorbţie
38
Anexa 4 Schema tehnologică de eliminare a H2S
39
Anexa 5 Schema automatizată a instalaţiei de eliminare a H2S
40
Anexa 6 Schema tehnologica a instalatiei clasice de eliminare a gazelor acide prin
absorbtie in solutii apoase se amine
1-coloana de absorbtie
2-racitor
3-schimbator de caldura intre solutia bogata si solutia saraca de amina
4-coloana de desorbtie
5-refierbator
6-condensator
7-vas de reflux
8-vas de completare cu absorbant
11
A= 120286 102
B= 325640
C= 07481610-3
D= - 707198 10-7
tan
305 2 3 2 7 3120286 10 325640 3035 074816 10 3035 ( 707198) 10 3035
22368 2237 0 6
epc
J kg K kJ kg K
Căldura specifică medie a soluţiei de absorbant pLoc se citeşte din grafice la temperatura
medie aritmetică icircntre T0 şi Tn
00 nT T 30 50T 40 C
2 2
Se obține
042 Cp
L0
c 4 kJ kg 0C
Căldura de reacție a H2S cu MEA se citește din tabele din literatură Se obține
ΔHR= 1910 kJ kg
Aplicacircnd relația (110) se obține
n b
1140972 1910 24845433 4 32 6297616 1775 36 25T T
24845433 4
0n bT T 5169 C
Valoarea temperaturii icircn baza coloanei de absorbţie obţinută prin calcul este icircn bună
concordanţă cu valoarea propusă Tn = 500C şi deci calculul temperaturii Tn se consideră icircncheiat
Se calculează temperatura medie pe coloană ca medie aritmetică icircntre T1 şi Tn
1 nm
T T 36 50T 43
2 2
0C
12
13 Determinarea numărului de talere teoretice din coloana de absorbţie
Numărul de talere teoretice se determină prin metoda grafică simplificată şi se parcurg
următoarele etape
- la temperatura medie pe coloană şi pentru valori de X cuprinse icircntre X0 şi Xn se citesc
din grafice din literatură valorile presiunii parţiale H2S
- din legea lui Dalton se calculează fracţiile molare ale H2S care apoi se transformă icircn
rapoarte molare Y
- curba de echilibru Y-X se reprezintă icircn grafic semilogaritmic
- se fixează coordonatele punctelor prin care trece dreapta de operare A(X0Y1) şi
B(YnYn+1)
Se alege Xn=06 kmoli H2S kmol MEA
X0= 005 kmol H2S kmol MEA
Yn+1= 00870 kmol H2S kmol metan
Y1= 000174 kmol H2S kmol metan
- pentru reprezentarea dreptei de operare icircn grafic semilogaritmic sunt necesare şi alte
puncte intermediare icircn afara punctelor extreme A şi B Icircn ecuaţia dreptei de operare
se dau valori lui Y icircntre X0 şi Xn şi se calculează valorile lui Y
- se reprezintă icircn acelaşi grafic icircn coordonatele Y-X atacirct curba de echilibru cacirct şi
curba de operare şi se duc orizontale şi verticale pornind de la punctul B pacircnă la A
Numărul de orizontale reprezintă necesarul de echilibre pentru absorbţia respectivă
13
Tabelul 11 Calculul curbei de echilibru pentru coloana de absorbţie a H2S icircn soluţie de
MEA 15 masă P= 5 bar
X 2kmolH S
kmolMEA 2H Sp bar y= H S2
p P yY
1 y
kmolH2Skmol metan
005 16 10-4
32 10-5
32 10-5
01 59 10-4
118 10-4
118 10-4
02 39 10-3
78 10-4
78 10-4
03 115 10-3
23 10-3
23 10-3
04 45 10-2
9 10-3
908 10-3
05 69 10-2
14 10-2
142 10-2
06 98 10-2
19 10-2
19 10-2
Presupunem Xn = 06 kmol H2S kmol MEA
0L 610153 kmol h MEA
0G 393601 kmol h metan
Tabelul 12 Calculul curbei de operare pentru coloana de absorbţie a H2S icircn soluţie de
MEA 15 masă
X kmol H2S kmol MEA 0
n n 1
0
LY X X Y
G kmol H2S kmol metan
X0= 005 Y1 = 000174
01 000949
02 00250
03 00405
04 00560
05 00715
Xn=06 Yn+1 = 00870
Din graficul din Anexa 1 obţinem un număr de talere Ntt = 175
14
14 Dimensionarea coloanei de absorbţie
141 Diametrul coloanei de absorbţie
Coloana de absorbţie este echipată cu talere cu supape
Calculul diametrului se face conform metodologiei Glitsch
Debitele implicate icircn relaţii au fost calculate icircn subcapitolul11
TG = 7461300 kgh gaz bogat
n0s
L = 26090139 kgh soluţie absorbant bogat
Masa molară medie a gazului bogat se calculează cu relația (111)
Mv= metan me tan H S H S2 2 M y M y (111)
Mv = 16 092 34 008 1744 kg kmol
Densitatea vaporilor se calculează cu relaţia (112)
3v
v
n 1
P M 5 17443526kg m
R T 0083 273 25
(112)
Aplicacircnd legea generală a gazelor se calculează debitul volumic de vapori
37461300V 0588m s
3526 3600
Densitatea soluţiei de MEA la ieşirea din coloană se citeşte din grafice din literatură la
temperatura din bază (se neglijează contribuţia H2S absorbit la densitatea soluţiei de absorbant)
ρl = 992 kgm3
Se calculează debitul maxim de vapori corectat cu relația (113)
05
vc
l v
V V
(113)
05
3c
3526V 0588 00351 m s
992 3526
Se calculează debitul volumic de soluţie de absorbant
26090139L 0438
992 60
m
3 min
Din grafice din literatură se citeşte CAF pentru ρv= 2074 kgm3 şi s = 06 m şi se obţine
CAF = 042
15
Se aplică următoarele relaţii
LB 005575
NP FI FS CAF
(114)
C
d
328VLC
30 v FI FS CAF
(115)
05
2
c
B B 314CD
1571
(116)
unde NP=1 FIcirc=07FS=07CAF=042 vd= 012
0438B 005575 0118
1 07 07 042
0438 328 00788C 1378
30 012 07 07 042
05
2
c
0118 0118 314 1378D 1617m
1571
142 Icircnălţimea coloanei de absorbţie
Icircnălţimea coloanei de absorbţie echipată cu talere cu supape se calculează cu relaţia
c TR V bI N 1 s I I (117)
NTR ndash numărul de talere reale din coloană se calculează după calculul eficacităţii medii globale
Icircn lipsa datelor generale de eficacitate Em sau a unor relaţii care să icircnglobeze efectul tuturor
factorilor care influenţează eficacitatea talerelor se recomandă ca Em să se estimeze icircn jur de
15
s ndash distanţa icircntre talere se alege 06 m
16
Icircv ndash icircnălţimea de la ultimul taler la vacircrful coloanei se alege 1 m
Icircb ndash icircnălţimea de la baza coloanei la primul taler din bază se alege 15 m
TTTR
m
N 175N 11667 12
E 015 talere reale
cI 12 1 06 1 15 91 m
15 Calculul pierderilor de absorbant
La vacircrful coloanei de absorbţie au loc pierderi de absorbant datorită antrenărilor cu gaz
inert Aceste pierderi se calculează cu relaţia
c
i ii 1
p 1 c
i ii 1
K xL G
1 K x
(118)
pL - reprezintă debitul molar de absorbant (apă şi amină) pierdut pe la vacircrful coloanei de
absorbţie
1G - debitul de gaz purificat de la vacircrful coloanei de absorbţie kmolih
ix - fracţia molară a componentului i din amestecul absorbant
iK - constanta de echilibru a componentului i din amestecul absorbant la temperatura şi
presiunea de la vacircrful coloanei
Debitul molar de gaz purificat de la vacircrful coloanei de absorbţie precum şi fracţiile
molare ale apei şi MEA icircn amestecul absorbant sunt calculate anterior Constantele de echilibru
ale apei şi MEA icircn amestecul absorbant la temperatura şi presiunea de la vacircrful coloanei sunt
2
apa
5
a min
K 1182 10
K 70605 10
5 5
p 5 5
1182 10 09506 70605 10 00494L 393601 4474
1 1182 10 09506 70605 10 00494
kmolih
17
Funcţiile molare icircn faza vapori se calculează cu relaţia
i i iY K x (119)
2
apay 1182 10 09506 00112 fracţii molare
5
aminay 70605 10 00494 000000349 fracţii molare
Pierderile din fiecare component al absorbantului sărac se calculează cu relaţiile
apap p 1 apaL L G y (120)
a min ap p 1 a minaL L G y (121)
yapă yamină ndash fracţiile molare icircn fază vapori
apapL 4474 393601 00112 4458 kmolih
apapL 80244kg h 1925856 kgzi
a min apL 4474 393601 000000349 0001385 kmolh
a min apL 00857kg h 20569 kgzi
Pentru completarea pierderilor de absorbant schema tehnologică a instalaţiei de
eliminare a H2S va fi prevăzută cu vas de completare cu absorbant
18
2 PROIECTAREA TEHNOLOGICĂ A COLOANEI DE DESORBŢIE
Realizarea unui anumit grad de stripare a gazului acid din soluția de absorbant bogat ce
alimentează coloana de absorbție pentru un debit de abur de stripare dat un număr de talere sau
un strat de umplutură de o anumită icircnălțime Calculul acestora se face icircn funcție de numărul de
talere teoretice Pentru determinarea numărului de talere teoretice se aplică metoda grafică
simplificată iar datele de echilibru se obțin la temperaturi medii mari specifice operațiunii de
desorbție
Icircn practica industrială striparea gazelor acide (și icircn special a H2S) se face cu abur
indirect folosind un refierbător Aburul de stripare care părăsește coloana de vacircrf se condensează
și se reicircntoarce icircn coloană ca reflux
Fluxurile din coloana de stripare şi concentraţiile lor sunt cele simbolizate icircn figura 2
QC
QR
I
V yb
Lrsquox1
L x T0 0 B
TB
V y0 v vT
L x T0 n f
H S2
II
Figura 2 Fluxurile şi concentraţiile lor icircn coloana de stripare
19
Icircn figura 2 semnificaţia simbolurilor este
Lo- reprezintatilde fluxul absorbant kmolih
LR ndash refluxul concentrate icircn apatildekmolih
Xn ndash concentraţia H2S icircn absorbantul bogat kmoli H2S kmol MEA
Xo ndash concentraţia H2S icircn absorbantul sărac kmoli H2S kmol MEA
YB- ndash concentraţia H2S icircn abur la ieşirea din refierbatildetor kmol H2S kmol abur
Yv- ndash concentraţia H2S icircn abur la ieşirea din coloanatilde kmol H2S kmol abur
Algoritmul de calcul al coloanei de desorbție are următoarele etape
1 se determină temperatura la vacircrful coloanei se efectuează bilanțul termic pe coloană
și se calculează debitul de vapori de stripare precum și consumul de abur la
refierbător
2 se calculează temperatura medie pe coloana de desorbție și la această temperatură se
obțin datele de echilibru pentru sistemul solut-absorbant
3 se determină diametrul și icircnălțimea coloanei cu metodologia specifică tipului de
dispozitive de contactare (talere sau umplutură)
21 Bilanțul termic și regimul de temperaturi
Pentru determinarea temperaturii la vacircrful coloanei de desorbţie se pleacă de la faptul că icircn
condiţii de echilibru presiunea parţială a aburului (component majoritar la vacircrful coloanei) este egală cu
presiunea de vapori a apei Presiunea parţială a solutului ( H S2p ) este dată de legea lui Dalton
2
Tv
H S v abur apaP P y P (21)
unde PV reprezintă presiunea la vacircrful coloanei de desorbţie bar (din datele de proiectare)
20
TvapaP - presiunea de vapori a apei la temperatura de vacircrf
yabur - reprezintă fracţia molară de abur calculată cu relaţia (22)
Rabur R
R H S2
Ly
L G
(22)
LR ndash debitul de reflux calculat cu relaţia (23)
RR H S2
L R G (23)
R ndash raţia de reflux (din datele de proiectare)
RH S2
G - debitul de H2S absorbit kmoli
RL 3 33558 100674 kmolh 1812132kgh apă
abur
100674y 075
100674 33558
fracţii molare abur
TvH S apa2
p 12 075 09bar 750 675 mmHg P
Temperatura la vacircrf se calculează cu relaţia lui Antoine (24)
v
Tvapa
TC
BAlnP
(24)
unde
ABC reprezintă constantele lui Antoine pentru apă
ln v
v
381644675 183036 T 97 C
4613 T
Temperatura de intrare Tf a absorbantului bogat icircn coloană este egală cu temperatura
de ieşire după schimbul de căldură cu absorbantul sărac de la baza coloanei de desorbţie se alege
Tf =80ordmC
21
Temperatura medie pe coloană se calculează ca media aritmetică icircntre temperatura
din vacircrf şi temperatura din bază (din datele de proiectare)
0B Vm
T T 115 97T 106 C
2 2
Presiunea medie se calculează ca medie aritmetică icircntre presiunea din vacircrf şi
presiunea din bază (din datele de proiectare)
B Vm
P P 12 14P 13bar
2 2
Pentru stabilirea sarcinii termice a refierbătorului respectiv consumul de abur VB se
efectuează un bilanţ termic pe coloana de desorbţie conform conturului I din figura 2
T TT T T TR RV Vf f R B0s H S R B 0 H S 0sL H S L V H S L2 2os 2 R o 2 os
L h G h L h Q V H G H L h (25)
unde
f
os
T
Lh - entalpia soluţiei de absorbant la temperatura Tf kJk
0V - debitul de vapori de apă de la vacircrful coloanei kgh
V
o
T
VH - entalpia vaporilor de apă la temperatura TV kJkg
RL - debitul de reflux (apă) (V0=LR) kgh
R
R
T
Lh - entalpia refluxului la temperatura TR kJkg
B
os
T
Lh - entalpia soluţiei de absorbant la temperatura din refierbător kJkg
22
Relaţia (25) se poate scrie ţinacircnd seama de căldurile specifice
)TT(cL)hh(L fBp0T
L
T
L0S0LS
f
S0
B
S0S
(26)
Neglijacircnd diferenţa de temperaturi (Tv-Tf) se poate scrie
T TR R V fH S R H S H S H S2 2 2 2
G H G (H h ) (27)
Ținacircnd cont de relațiile (26) și (27) relația (25) devine
T T RV R
B 0 p B f 0 H S RV LS L0 20 RSQ L c (T T ) V (H h ) G H (28)
Se calculează sarcina termică a refierbătorului cu relația (28)
V
0
T
VH - entalpia vaporilor de apă la temperatura TV=97ordmC s-a citit din tabele din literatură kJkg
V
0
T
VH 26715 kJ kg
R
R
T
Lh - entalpia refluxului la temperatura TR=60ordmC s-a citit din tabele din literatură kJkg
R
R
T
Lh = 2511 kJkg
pLos
c -se citeşte din grafice din literatură icircn funcţie de temperatura medie aritmetică icircntre TB şi
TR şi concentraţia soluţiei de MEA
0
pLos
c 41kJ kg C
RH se citeşte din tabele din literatură icircn funcţie de tipul absorbantului
RH = 1910 kJkg
Debitele masice ale fluxurilor implicate s-au calculat anterior
BQ 24845433 41 115 80 1812132 26715 2511 1140972 1910 1013066045kJ h
23
Cunoscacircnd sarcina refierbătorului se poate calcula debitul de vapori VB
B
TV
BB
l
QV (29)
unde
BTVl reprezintă căldura latentă de vaporizare a lichidului din refierbător icircn kJkg şi se calculează
cu relaţia (210)
)y1(lyll BBBT
aminaTapa
TV (210)
BTapal - căldura latentă de vaporizare a apei la temperatura TB kJkg
BT
a minal - căldura latentă de vaporizare a aminei la temperatura TB kJkg
y ndash fracţia molară a apei icircn vaporii VB la echilibru cu soluţia apoasă de amină care se calculează
conform indicațiilor din literatură
Pentru a calcula debitul de vapori VB cu relația (29) se calculează BT
Vl cu relația (210)
Fracția molară a apei icircn vaporii VB la echilibru cu soluția apoasă de amină se determină astfel
pentru o soluţie care conţine 15 masa amină şi 85 masă apă se citeşte din grafice din
literatură compoziţia apei icircn fază vapori şi se obţine 99 masă se transformă compoziţia fazei
vapori din masă icircn fracţii molare şi se găseşte y=0997 fracţii molare apă
BT
Vl (27048 4867) 0997 892 (1 0997) 2214kJ kg
B
1013066045 4575727kg hV 254207kmol h
2214 18
Debitul de abur la refierbător GB se calculează consideracircnd că se foloseşte abur de 5
bar şi temperatura de 115ordmC
24
10130660454872618
27533 6742BG
kgh
22 Determinarea numărului de talere teoretice din coloana de desorbţie
Numărul de talere teoretice se determină prin metoda grafică simplificată bazată pe
curba de echilibru pentru sistemul H2S-MEA la temperatura și presiunea medie din coloană şi pe
dreapta de operare Curba de echilibru Y-X se calculează pornind de la valorile presiunii parţiale
H2S citite din grafice din literatură pentru diferite valori de X şi la temperatura medie pe coloana
de desorbţie Tm=106ordmC Rezultatele obținute sunt prezentate icircn tabelul 21
Tabel 21 Calculul curbei de echilibru pentru coloana de desorbţie
2XkmoliH S kmoliMEA 2H Sp bar
2H S my p p
2
Y y (l y)
kmoliH S kmolabur
X0=005 34 10 330770 10 3
BY 308 10
01 215 10 21154 10 21167 10
02 275 10 25770 10 26123 10
03 121 10 11615 10 11926 10
04 15 10 13846 10 16250 10
05 17 10 15385 10 1167
Xn=06 195 10 17308 10 2715
Dreapta de operare trece prin punctele definite de concentraţiile fluxurilor icircn contracurent
la extremităţile coloanei si anume punctul A (Xn Yf) şi punctul B (X1 Yb) Concentraţia Yf se
calculează cu relaţia (211)
25
R
RSH
fL
GY 2 (211)
f 2
33558Y 0333 kmol H S kmol abur
100674
Concentraţia Yb se citeşte din curba de echilibru X-Y la valoarea lui X0 = 005
kmoliH2SkmoliMEA Se obține Yb = 000308 kmoliH2Skmoli abur
Concentraţia X1 se stabileşte prin bilanţ material pe conturul II din figura 2
0B0
B1 XY
L
VX (212)
Concentraţia X1 se calculează cu relația (212)
1 2
245207X 000308 005 00624kmolH S kmolMEA
610153
Calculul lor se face cu ecuația dreptei de operare (213) dacircnd valorile lui X icircntre X1 și Xn
01 B
LY (X X ) Y
V (213)
Icircn relația (213) se va ține seama că icircn zona de stripare debitul de vapori scade liniar icircntre
BV și 0V S-a reprezentat ghrafic icircn anexa 3 variația liniară a debitului de vapori cu
concentrația X icircntre punctele de coordonate A (06100674) și B (00624 245207)
Din acest grafic se citesc valorile lui V pentru diferite valori ale lui X cuprinse icircntre X1 și
Xn și se introduc icircn ecuația dreptei de operare Rezultatele sunt prerzentate icircn tabelul 22
26
Tabel 22 Calculul curbei de operare pentru coloana de desorbţie
X
kmol H2S kmol MEA b1V
LYXXY 0
kmol H2S kmol abur
V(grafic hr millimetrica)
X1=00624 3
BY 308 10 245207
01 21314 10 234
02 24464 10 207
03 28499 10 181
04 11390 10 1545
05 12150 10 127
Xn=06 1
fY 333 10 100674
Se reprezintă icircn acelaşi grafic icircn coordonate Y-X atacirct curba de echilibru cacirct şi curba
de operare şi se duc orizontale şi verticale pornind de la punctul B la punctul A Numărul de
orizontale reprezintă necesarul de echilibre pentru absorbţia respectivă şi s-au obţinut 8 talere
teoretice (vezi graficul din Anexa 2)
23 Dimensionarea coloanei de desorbţie
231 Diametrul coloanei de desorbţie
Coloana de desorbţie este echipată tot cu talere cu supape de acelaşi tip ca la coloana de
absorbţie
Calculul diametrului se face atacirct icircn zona superioară cacirct şi icircn cea inferioară a coloanei de
desorbţie conform metodologiei Glitsch
Calculul diametrului icircn zona superioară
Sarcina maximă de vapori icircn zona superioară este
Rmax 0 H S2
V V G 100674 33558 134232kmoli h
Debitul maxim de lichid este
max RL L 100674 18 1812132kg h apă
27
Masa molară medie a vaporilor de la vacircrful coloanei de desorbţie se calculează cu relaţia
v H S f abur f2M M y M 1 y (214)
unde
ff
f
y 0333y 025
1 y 1 0333
fracţii molare H2S
VM 34025+18(1-025)=22 kgkmol
Densitatea vaporilor se calculează cu relaţia
vv
v
v
P M 12 220860
R T 0083 273 97
kg m
3
Debitul masic de vapori este
VG maxV V M 134232 22 2953104 kg h
Aplicacircnd legea generală a gazelor se calculează debitul volumic de vapori
max
134232 22V 0954
0860 3600
m
3 s
Densitatea soluţiei de absorbant este ρl = 975 kg m3 şi s-a citit din grafice din literatură la
temperatura Tf
Debitul maxim de vapori corectat se calculează cu relaţia (215)
05
vc
l v
V V
(215)
05
c
0860V 0954 00283
975 0860
m
3s
Debitul maxim de lichid la vacircrful coloanei este
nmax os
L L 26090139 kg h soluţie absorbant bogat
Se calculează debitul volumic de soluţie de absorbant bogat
26090139L 0446
60 975
m
3 min
Din grafice din literatură se citeşte CAF pentru ρv=0860 kgm3 şi s=06 m şi se obţine CAF=04
28
Se aplică următoarele relaţii
LB 005575
NP FI FS CAF
(216)
c
d
328VLC
30v FI FS CAF
(217)
05
2
c
B B 314CD
1571
(218)
unde NP=1 FIcirc=055 FS=07 vd= 005 ms CAF = 04
0446B 005575 0161
1 055 07 04
0446 328 00283C 0900
30 005 055 07 04
05
20161 0161 314 0900D 1586
1571
m
Calculul diametrului icircn zona inferioară
Sarcina maximă de vapori este
max BV V 245207kmol h 18 4413726 kgh
Debitul maxim de lichid este
1max os
L L 2494916 kgh soluţie absorbant sărac
Densitatea vaporilor se citeşte din literatură la temperatura din bază consideracircnd că
vaporii sunt alcătuiţi numai din abur ρv = 0965 kgm3
Se calculează debitul volumic de vapori
max
4413726V 1271
0965 3600
m
3s
Densitatea soluţiei de MEA 15 masă la temperatura de TB sbquo 1150C este
l 9404 kgm3
Se calculează debitul maxim de vapori corectat cu relaţia (215)
29
05
c
0965V 1271 00407
9404 0965
m
3s
Se calculează debitul volumic de soluţie de absorbant
2494916L 0442
9404 60
m
3 min
Din grafice din literatură se citeşte CAF pentru ρv = 0965 kgm3 şi s= 06m şi se obţine
CAF = 041
Se aplică relaţiile 216217218
0442B 005575 0156
1 055 07 041
0442 328 00407C 1140
30 005 055 07 041
05
20156 0156 314 1140Dc 1752
1571
m
Deoarece diferenţa icircntre diametrul zonei superioare şi cel al zonei inferioare nu este mai
mare de 02 m icircntreaga coloană se construieşte cu diametrul zonei inferioare
232 Icircnălţimea coloanei de desorbţie
Icircnălţimea coloanei de desorbţie se calculează cu relaţia (219)
c TR v bI N 1 s I I (219)
Eficacitatea medie globală se estimează ca fiind 25 Numărul real de talere din coloană se
calculează cu relaţia
TTTR
m
N 8N 32
E 025 talere reale
cI 32 1 06 1 15 211 m
30
24 Determinarea necesarului de agenți termici din instalație
241 Calculul schimbului termic absorbant sărac-absorbant bogat
Deoarece absorbantul sărac iese din refierbătorul de la baza coloanei de fracționare ca
lichid la punct de fierbere cu temperatura Tb= 1150C şi trebuie să intre pe la vacircrful coloanei de
absorbţie cu temperatura T0=300C se impune ca acest flux termic să fie valorificat pentru a
realiza schimbul de căldură cu absorbantul bogat care iese de la baza coloanei de absorbţie cu
temperatura Tn = 500C şi care trebuie să intre ca flux de alimentare icircn coloana de stripare la
temperatura de Tf = 800C
Temperatura Tx cu care iese absorbantul sărac din schimbul de căldură se şi apoi se
verifică prin bilanţ termic icircn jurul schimbătorului de căldură 3 din schema din anexa 4
T T Tn nb n xo 0 0 LL L Ls n 0o n 0ss s00
L h L h L h L h (220)
Deoarece icircn literatură nu există date de entalpii pentru soluţiile de amine ci numai date
de călduri specifice putem scrie următoarele relaţii
TTb x0 L 0 p b xLs 0 s0s Ls 0
L h h L c T T (221)
T Tn nf n0 0 p f nL LS 0 n Ln 0 0
L h h L c T T
(222)
Ținacircnd cont de relațiile (221) și (222) relația(220) se poate scrie
n0 p f n 0 p b xsL L0 0
L c T T L c T T (223)
unde 0sL - debitul soluţiei de absorbant sărac kgh
n0L - debitul de absorbant bogat kgh
pL0
c - căldura specifică medie a soluţiei de absorbant bogat respectiv sărac kJkg
0C se citeşte din grafice din literatură la temperatura medie a temperaturilor respective
Temperatura cu care iese absorbantul regenerat din schimbul de căldură se presupune ca fiind
0
XT 85 C și se verifică cu relația (223)
31
026090139 395 (80 50) 2494916 41(115 Tx) Tx 84776 C
Temperatura 0
XT 85 C presupusă s-a verificat deoarece relația (223) s-a verificat icircn
limita unei erori impuse (lt2)
242 Determinarea necesarului de apă de răcire la răcitorul suplimentar
Conform schemei tehnologice icircn instalaţie există un răcitor suplimentar al fluxului de
absorbant sărac cu rolul de a răci absorbantul sărac de la temperatura Tx la temperatura T0
Pentru calculul debitului de apă de răcire la răcitorul suplimentar se scrie relația (224) de
bilanț termic icircn jurul schimbătorului de căldură 2 din schema din Anexa 4
TT TT 0x eiapa apa 0 apa apa 0L Ls0 0s s
G h L h G h L h (224)
Din relaţia (224) se obține că
0 p x 0s L0apa T Te i
apa apa
L c T T
Gh h
(225)
unde T Te iapa apah h reprezintă entalpiile apei de răcire la temperatura de intrare respectiv de ieşire
icircn kJkg
Gapa ndash reprezintă debitul de apă de răcire kgh
pL0
c - reprezintă căldura specifică medie a soluţiei de absorbant sărac hJkg0C
Se citeşte din grafice din literatură la temperatura medie aritmetică a temperaturilor
respective
0575 Cp
L0
c 399 kJkg0C
Consideracircnd că apa intră cu temperatura de 280C şi iese cu 40
0C necesarul de apă de
răcire la răcitorul suplimentar se calculează cu relația (225)
apa
2494916 399 85 30G 109152575
1675 11734
kgh
32
243 Determinarea necesarului de abur saturat la refierbător
Cunoscacircnd sarcina refierbătorului coloanei de stripare se poate calcula și debitul de abur
la refierbător GB
BB T Ti e
apaabur
QG
H h
(226)
unde T Ti e
apaaburH h - reprezintă entalpia aburului apei la intrarea ieşirea icircn refierbător kJkg
care se citeşte din tabele din literatură
Consideracircnd că se foloseşte abur de 6 bar şi temperatura de 1600C debitul de abur la
refierbător GB se calculează cu relația (226)
B
1013066045G 4872618
27533 6742
kgh
33
3 AUTOMATIZAREA INSTALAŢIEI DE ELIMINARE A
HIDROGENULUI SULFURAT
Prin automatizarea instalaţiei de eliminare a H2S prin absorbţie icircn soluţie apoasă de MEA
icircn cadrul acestui proiect se icircnţelege
- implementarea structurilor de reglare a parametrilor de regim pe cele două coloane
o presiune la coloana de absorbţie
o presiune şi temperatură la coloana de desorbţie
- implementarea structurilor de reglare a debitelor
o fluxului de gaz bogat la intrarea icircn coloana de absorbţie
o fluxului de absorbant sărac la intrarea icircn coloana de absorbţie
o fluxului de absorbant bogat la intrarea icircn coloana de desorbţie
- implementarea structurilor de reglare a nivelului
o la baza coloanei de absorbţie
o la baza coloanei de desorbţie
o icircn vasul de reflux
34
BIBLIOGRAFIE
1 PROII Reference Manual
2 Marinoiu V Paraschiv N Automatizarea proceselor chimice vol 2 Editura Tehnică
1992
3 Reid RC Prausnitz JMPolingB The Properties of Gases and Liquids vol2
4 Robu V I Procese şi Aparate de Separare icircn Industria Petrolului şi Petrochimie Editura
Didactică şi Pedagogică Bucureşti 1968 pg 398
5 Şomoghi V şa Proprietăţi fizice utilizate icircn calcule termice şi fluidodinamice UPG
Ploieşti 1997
6 Strătulă C Fracţionarea Principii şi Metode de Calcul Ed Tehnică Bucureşti 1986
7 Strătulă C Purificarea gazelor Editura Ştiinţifică şi Enciclopedică Bucureşti
1984pg83131141143-148158161175-177179192255-258321-
327442451-452447-448
8 Suciu G C (coordonator) Ingineria prelucrării hidrocarburilor vol3 editura Tehnică
Bucureşti 1987 pg163
9 Suciu G C (coordonator) Ingineria prelucrării hidrocarburilor vol1 editura Tehnică
Bucureşti 1977
10 Taran C Strătulă C Procedee difuzionale de separare vol 12 IPG Ploieşti 1979
35
Anexe
Anexa 1 Determinarea numărului de talere teoretice prin metoda grafică pentru coloana
de absorbţie a H2S icircn soluţii apoase de MEA
36
Anexa 2 Determinarea numărului de talere teoretice prin metoda grafică pentru coloana
de desorbţie a H2S din soluţii apoase de MEA
37
Anexa 3 Variaţia debitului de abur de-a lungul coloanei de desorbţie
38
Anexa 4 Schema tehnologică de eliminare a H2S
39
Anexa 5 Schema automatizată a instalaţiei de eliminare a H2S
40
Anexa 6 Schema tehnologica a instalatiei clasice de eliminare a gazelor acide prin
absorbtie in solutii apoase se amine
1-coloana de absorbtie
2-racitor
3-schimbator de caldura intre solutia bogata si solutia saraca de amina
4-coloana de desorbtie
5-refierbator
6-condensator
7-vas de reflux
8-vas de completare cu absorbant
12
13 Determinarea numărului de talere teoretice din coloana de absorbţie
Numărul de talere teoretice se determină prin metoda grafică simplificată şi se parcurg
următoarele etape
- la temperatura medie pe coloană şi pentru valori de X cuprinse icircntre X0 şi Xn se citesc
din grafice din literatură valorile presiunii parţiale H2S
- din legea lui Dalton se calculează fracţiile molare ale H2S care apoi se transformă icircn
rapoarte molare Y
- curba de echilibru Y-X se reprezintă icircn grafic semilogaritmic
- se fixează coordonatele punctelor prin care trece dreapta de operare A(X0Y1) şi
B(YnYn+1)
Se alege Xn=06 kmoli H2S kmol MEA
X0= 005 kmol H2S kmol MEA
Yn+1= 00870 kmol H2S kmol metan
Y1= 000174 kmol H2S kmol metan
- pentru reprezentarea dreptei de operare icircn grafic semilogaritmic sunt necesare şi alte
puncte intermediare icircn afara punctelor extreme A şi B Icircn ecuaţia dreptei de operare
se dau valori lui Y icircntre X0 şi Xn şi se calculează valorile lui Y
- se reprezintă icircn acelaşi grafic icircn coordonatele Y-X atacirct curba de echilibru cacirct şi
curba de operare şi se duc orizontale şi verticale pornind de la punctul B pacircnă la A
Numărul de orizontale reprezintă necesarul de echilibre pentru absorbţia respectivă
13
Tabelul 11 Calculul curbei de echilibru pentru coloana de absorbţie a H2S icircn soluţie de
MEA 15 masă P= 5 bar
X 2kmolH S
kmolMEA 2H Sp bar y= H S2
p P yY
1 y
kmolH2Skmol metan
005 16 10-4
32 10-5
32 10-5
01 59 10-4
118 10-4
118 10-4
02 39 10-3
78 10-4
78 10-4
03 115 10-3
23 10-3
23 10-3
04 45 10-2
9 10-3
908 10-3
05 69 10-2
14 10-2
142 10-2
06 98 10-2
19 10-2
19 10-2
Presupunem Xn = 06 kmol H2S kmol MEA
0L 610153 kmol h MEA
0G 393601 kmol h metan
Tabelul 12 Calculul curbei de operare pentru coloana de absorbţie a H2S icircn soluţie de
MEA 15 masă
X kmol H2S kmol MEA 0
n n 1
0
LY X X Y
G kmol H2S kmol metan
X0= 005 Y1 = 000174
01 000949
02 00250
03 00405
04 00560
05 00715
Xn=06 Yn+1 = 00870
Din graficul din Anexa 1 obţinem un număr de talere Ntt = 175
14
14 Dimensionarea coloanei de absorbţie
141 Diametrul coloanei de absorbţie
Coloana de absorbţie este echipată cu talere cu supape
Calculul diametrului se face conform metodologiei Glitsch
Debitele implicate icircn relaţii au fost calculate icircn subcapitolul11
TG = 7461300 kgh gaz bogat
n0s
L = 26090139 kgh soluţie absorbant bogat
Masa molară medie a gazului bogat se calculează cu relația (111)
Mv= metan me tan H S H S2 2 M y M y (111)
Mv = 16 092 34 008 1744 kg kmol
Densitatea vaporilor se calculează cu relaţia (112)
3v
v
n 1
P M 5 17443526kg m
R T 0083 273 25
(112)
Aplicacircnd legea generală a gazelor se calculează debitul volumic de vapori
37461300V 0588m s
3526 3600
Densitatea soluţiei de MEA la ieşirea din coloană se citeşte din grafice din literatură la
temperatura din bază (se neglijează contribuţia H2S absorbit la densitatea soluţiei de absorbant)
ρl = 992 kgm3
Se calculează debitul maxim de vapori corectat cu relația (113)
05
vc
l v
V V
(113)
05
3c
3526V 0588 00351 m s
992 3526
Se calculează debitul volumic de soluţie de absorbant
26090139L 0438
992 60
m
3 min
Din grafice din literatură se citeşte CAF pentru ρv= 2074 kgm3 şi s = 06 m şi se obţine
CAF = 042
15
Se aplică următoarele relaţii
LB 005575
NP FI FS CAF
(114)
C
d
328VLC
30 v FI FS CAF
(115)
05
2
c
B B 314CD
1571
(116)
unde NP=1 FIcirc=07FS=07CAF=042 vd= 012
0438B 005575 0118
1 07 07 042
0438 328 00788C 1378
30 012 07 07 042
05
2
c
0118 0118 314 1378D 1617m
1571
142 Icircnălţimea coloanei de absorbţie
Icircnălţimea coloanei de absorbţie echipată cu talere cu supape se calculează cu relaţia
c TR V bI N 1 s I I (117)
NTR ndash numărul de talere reale din coloană se calculează după calculul eficacităţii medii globale
Icircn lipsa datelor generale de eficacitate Em sau a unor relaţii care să icircnglobeze efectul tuturor
factorilor care influenţează eficacitatea talerelor se recomandă ca Em să se estimeze icircn jur de
15
s ndash distanţa icircntre talere se alege 06 m
16
Icircv ndash icircnălţimea de la ultimul taler la vacircrful coloanei se alege 1 m
Icircb ndash icircnălţimea de la baza coloanei la primul taler din bază se alege 15 m
TTTR
m
N 175N 11667 12
E 015 talere reale
cI 12 1 06 1 15 91 m
15 Calculul pierderilor de absorbant
La vacircrful coloanei de absorbţie au loc pierderi de absorbant datorită antrenărilor cu gaz
inert Aceste pierderi se calculează cu relaţia
c
i ii 1
p 1 c
i ii 1
K xL G
1 K x
(118)
pL - reprezintă debitul molar de absorbant (apă şi amină) pierdut pe la vacircrful coloanei de
absorbţie
1G - debitul de gaz purificat de la vacircrful coloanei de absorbţie kmolih
ix - fracţia molară a componentului i din amestecul absorbant
iK - constanta de echilibru a componentului i din amestecul absorbant la temperatura şi
presiunea de la vacircrful coloanei
Debitul molar de gaz purificat de la vacircrful coloanei de absorbţie precum şi fracţiile
molare ale apei şi MEA icircn amestecul absorbant sunt calculate anterior Constantele de echilibru
ale apei şi MEA icircn amestecul absorbant la temperatura şi presiunea de la vacircrful coloanei sunt
2
apa
5
a min
K 1182 10
K 70605 10
5 5
p 5 5
1182 10 09506 70605 10 00494L 393601 4474
1 1182 10 09506 70605 10 00494
kmolih
17
Funcţiile molare icircn faza vapori se calculează cu relaţia
i i iY K x (119)
2
apay 1182 10 09506 00112 fracţii molare
5
aminay 70605 10 00494 000000349 fracţii molare
Pierderile din fiecare component al absorbantului sărac se calculează cu relaţiile
apap p 1 apaL L G y (120)
a min ap p 1 a minaL L G y (121)
yapă yamină ndash fracţiile molare icircn fază vapori
apapL 4474 393601 00112 4458 kmolih
apapL 80244kg h 1925856 kgzi
a min apL 4474 393601 000000349 0001385 kmolh
a min apL 00857kg h 20569 kgzi
Pentru completarea pierderilor de absorbant schema tehnologică a instalaţiei de
eliminare a H2S va fi prevăzută cu vas de completare cu absorbant
18
2 PROIECTAREA TEHNOLOGICĂ A COLOANEI DE DESORBŢIE
Realizarea unui anumit grad de stripare a gazului acid din soluția de absorbant bogat ce
alimentează coloana de absorbție pentru un debit de abur de stripare dat un număr de talere sau
un strat de umplutură de o anumită icircnălțime Calculul acestora se face icircn funcție de numărul de
talere teoretice Pentru determinarea numărului de talere teoretice se aplică metoda grafică
simplificată iar datele de echilibru se obțin la temperaturi medii mari specifice operațiunii de
desorbție
Icircn practica industrială striparea gazelor acide (și icircn special a H2S) se face cu abur
indirect folosind un refierbător Aburul de stripare care părăsește coloana de vacircrf se condensează
și se reicircntoarce icircn coloană ca reflux
Fluxurile din coloana de stripare şi concentraţiile lor sunt cele simbolizate icircn figura 2
QC
QR
I
V yb
Lrsquox1
L x T0 0 B
TB
V y0 v vT
L x T0 n f
H S2
II
Figura 2 Fluxurile şi concentraţiile lor icircn coloana de stripare
19
Icircn figura 2 semnificaţia simbolurilor este
Lo- reprezintatilde fluxul absorbant kmolih
LR ndash refluxul concentrate icircn apatildekmolih
Xn ndash concentraţia H2S icircn absorbantul bogat kmoli H2S kmol MEA
Xo ndash concentraţia H2S icircn absorbantul sărac kmoli H2S kmol MEA
YB- ndash concentraţia H2S icircn abur la ieşirea din refierbatildetor kmol H2S kmol abur
Yv- ndash concentraţia H2S icircn abur la ieşirea din coloanatilde kmol H2S kmol abur
Algoritmul de calcul al coloanei de desorbție are următoarele etape
1 se determină temperatura la vacircrful coloanei se efectuează bilanțul termic pe coloană
și se calculează debitul de vapori de stripare precum și consumul de abur la
refierbător
2 se calculează temperatura medie pe coloana de desorbție și la această temperatură se
obțin datele de echilibru pentru sistemul solut-absorbant
3 se determină diametrul și icircnălțimea coloanei cu metodologia specifică tipului de
dispozitive de contactare (talere sau umplutură)
21 Bilanțul termic și regimul de temperaturi
Pentru determinarea temperaturii la vacircrful coloanei de desorbţie se pleacă de la faptul că icircn
condiţii de echilibru presiunea parţială a aburului (component majoritar la vacircrful coloanei) este egală cu
presiunea de vapori a apei Presiunea parţială a solutului ( H S2p ) este dată de legea lui Dalton
2
Tv
H S v abur apaP P y P (21)
unde PV reprezintă presiunea la vacircrful coloanei de desorbţie bar (din datele de proiectare)
20
TvapaP - presiunea de vapori a apei la temperatura de vacircrf
yabur - reprezintă fracţia molară de abur calculată cu relaţia (22)
Rabur R
R H S2
Ly
L G
(22)
LR ndash debitul de reflux calculat cu relaţia (23)
RR H S2
L R G (23)
R ndash raţia de reflux (din datele de proiectare)
RH S2
G - debitul de H2S absorbit kmoli
RL 3 33558 100674 kmolh 1812132kgh apă
abur
100674y 075
100674 33558
fracţii molare abur
TvH S apa2
p 12 075 09bar 750 675 mmHg P
Temperatura la vacircrf se calculează cu relaţia lui Antoine (24)
v
Tvapa
TC
BAlnP
(24)
unde
ABC reprezintă constantele lui Antoine pentru apă
ln v
v
381644675 183036 T 97 C
4613 T
Temperatura de intrare Tf a absorbantului bogat icircn coloană este egală cu temperatura
de ieşire după schimbul de căldură cu absorbantul sărac de la baza coloanei de desorbţie se alege
Tf =80ordmC
21
Temperatura medie pe coloană se calculează ca media aritmetică icircntre temperatura
din vacircrf şi temperatura din bază (din datele de proiectare)
0B Vm
T T 115 97T 106 C
2 2
Presiunea medie se calculează ca medie aritmetică icircntre presiunea din vacircrf şi
presiunea din bază (din datele de proiectare)
B Vm
P P 12 14P 13bar
2 2
Pentru stabilirea sarcinii termice a refierbătorului respectiv consumul de abur VB se
efectuează un bilanţ termic pe coloana de desorbţie conform conturului I din figura 2
T TT T T TR RV Vf f R B0s H S R B 0 H S 0sL H S L V H S L2 2os 2 R o 2 os
L h G h L h Q V H G H L h (25)
unde
f
os
T
Lh - entalpia soluţiei de absorbant la temperatura Tf kJk
0V - debitul de vapori de apă de la vacircrful coloanei kgh
V
o
T
VH - entalpia vaporilor de apă la temperatura TV kJkg
RL - debitul de reflux (apă) (V0=LR) kgh
R
R
T
Lh - entalpia refluxului la temperatura TR kJkg
B
os
T
Lh - entalpia soluţiei de absorbant la temperatura din refierbător kJkg
22
Relaţia (25) se poate scrie ţinacircnd seama de căldurile specifice
)TT(cL)hh(L fBp0T
L
T
L0S0LS
f
S0
B
S0S
(26)
Neglijacircnd diferenţa de temperaturi (Tv-Tf) se poate scrie
T TR R V fH S R H S H S H S2 2 2 2
G H G (H h ) (27)
Ținacircnd cont de relațiile (26) și (27) relația (25) devine
T T RV R
B 0 p B f 0 H S RV LS L0 20 RSQ L c (T T ) V (H h ) G H (28)
Se calculează sarcina termică a refierbătorului cu relația (28)
V
0
T
VH - entalpia vaporilor de apă la temperatura TV=97ordmC s-a citit din tabele din literatură kJkg
V
0
T
VH 26715 kJ kg
R
R
T
Lh - entalpia refluxului la temperatura TR=60ordmC s-a citit din tabele din literatură kJkg
R
R
T
Lh = 2511 kJkg
pLos
c -se citeşte din grafice din literatură icircn funcţie de temperatura medie aritmetică icircntre TB şi
TR şi concentraţia soluţiei de MEA
0
pLos
c 41kJ kg C
RH se citeşte din tabele din literatură icircn funcţie de tipul absorbantului
RH = 1910 kJkg
Debitele masice ale fluxurilor implicate s-au calculat anterior
BQ 24845433 41 115 80 1812132 26715 2511 1140972 1910 1013066045kJ h
23
Cunoscacircnd sarcina refierbătorului se poate calcula debitul de vapori VB
B
TV
BB
l
QV (29)
unde
BTVl reprezintă căldura latentă de vaporizare a lichidului din refierbător icircn kJkg şi se calculează
cu relaţia (210)
)y1(lyll BBBT
aminaTapa
TV (210)
BTapal - căldura latentă de vaporizare a apei la temperatura TB kJkg
BT
a minal - căldura latentă de vaporizare a aminei la temperatura TB kJkg
y ndash fracţia molară a apei icircn vaporii VB la echilibru cu soluţia apoasă de amină care se calculează
conform indicațiilor din literatură
Pentru a calcula debitul de vapori VB cu relația (29) se calculează BT
Vl cu relația (210)
Fracția molară a apei icircn vaporii VB la echilibru cu soluția apoasă de amină se determină astfel
pentru o soluţie care conţine 15 masa amină şi 85 masă apă se citeşte din grafice din
literatură compoziţia apei icircn fază vapori şi se obţine 99 masă se transformă compoziţia fazei
vapori din masă icircn fracţii molare şi se găseşte y=0997 fracţii molare apă
BT
Vl (27048 4867) 0997 892 (1 0997) 2214kJ kg
B
1013066045 4575727kg hV 254207kmol h
2214 18
Debitul de abur la refierbător GB se calculează consideracircnd că se foloseşte abur de 5
bar şi temperatura de 115ordmC
24
10130660454872618
27533 6742BG
kgh
22 Determinarea numărului de talere teoretice din coloana de desorbţie
Numărul de talere teoretice se determină prin metoda grafică simplificată bazată pe
curba de echilibru pentru sistemul H2S-MEA la temperatura și presiunea medie din coloană şi pe
dreapta de operare Curba de echilibru Y-X se calculează pornind de la valorile presiunii parţiale
H2S citite din grafice din literatură pentru diferite valori de X şi la temperatura medie pe coloana
de desorbţie Tm=106ordmC Rezultatele obținute sunt prezentate icircn tabelul 21
Tabel 21 Calculul curbei de echilibru pentru coloana de desorbţie
2XkmoliH S kmoliMEA 2H Sp bar
2H S my p p
2
Y y (l y)
kmoliH S kmolabur
X0=005 34 10 330770 10 3
BY 308 10
01 215 10 21154 10 21167 10
02 275 10 25770 10 26123 10
03 121 10 11615 10 11926 10
04 15 10 13846 10 16250 10
05 17 10 15385 10 1167
Xn=06 195 10 17308 10 2715
Dreapta de operare trece prin punctele definite de concentraţiile fluxurilor icircn contracurent
la extremităţile coloanei si anume punctul A (Xn Yf) şi punctul B (X1 Yb) Concentraţia Yf se
calculează cu relaţia (211)
25
R
RSH
fL
GY 2 (211)
f 2
33558Y 0333 kmol H S kmol abur
100674
Concentraţia Yb se citeşte din curba de echilibru X-Y la valoarea lui X0 = 005
kmoliH2SkmoliMEA Se obține Yb = 000308 kmoliH2Skmoli abur
Concentraţia X1 se stabileşte prin bilanţ material pe conturul II din figura 2
0B0
B1 XY
L
VX (212)
Concentraţia X1 se calculează cu relația (212)
1 2
245207X 000308 005 00624kmolH S kmolMEA
610153
Calculul lor se face cu ecuația dreptei de operare (213) dacircnd valorile lui X icircntre X1 și Xn
01 B
LY (X X ) Y
V (213)
Icircn relația (213) se va ține seama că icircn zona de stripare debitul de vapori scade liniar icircntre
BV și 0V S-a reprezentat ghrafic icircn anexa 3 variația liniară a debitului de vapori cu
concentrația X icircntre punctele de coordonate A (06100674) și B (00624 245207)
Din acest grafic se citesc valorile lui V pentru diferite valori ale lui X cuprinse icircntre X1 și
Xn și se introduc icircn ecuația dreptei de operare Rezultatele sunt prerzentate icircn tabelul 22
26
Tabel 22 Calculul curbei de operare pentru coloana de desorbţie
X
kmol H2S kmol MEA b1V
LYXXY 0
kmol H2S kmol abur
V(grafic hr millimetrica)
X1=00624 3
BY 308 10 245207
01 21314 10 234
02 24464 10 207
03 28499 10 181
04 11390 10 1545
05 12150 10 127
Xn=06 1
fY 333 10 100674
Se reprezintă icircn acelaşi grafic icircn coordonate Y-X atacirct curba de echilibru cacirct şi curba
de operare şi se duc orizontale şi verticale pornind de la punctul B la punctul A Numărul de
orizontale reprezintă necesarul de echilibre pentru absorbţia respectivă şi s-au obţinut 8 talere
teoretice (vezi graficul din Anexa 2)
23 Dimensionarea coloanei de desorbţie
231 Diametrul coloanei de desorbţie
Coloana de desorbţie este echipată tot cu talere cu supape de acelaşi tip ca la coloana de
absorbţie
Calculul diametrului se face atacirct icircn zona superioară cacirct şi icircn cea inferioară a coloanei de
desorbţie conform metodologiei Glitsch
Calculul diametrului icircn zona superioară
Sarcina maximă de vapori icircn zona superioară este
Rmax 0 H S2
V V G 100674 33558 134232kmoli h
Debitul maxim de lichid este
max RL L 100674 18 1812132kg h apă
27
Masa molară medie a vaporilor de la vacircrful coloanei de desorbţie se calculează cu relaţia
v H S f abur f2M M y M 1 y (214)
unde
ff
f
y 0333y 025
1 y 1 0333
fracţii molare H2S
VM 34025+18(1-025)=22 kgkmol
Densitatea vaporilor se calculează cu relaţia
vv
v
v
P M 12 220860
R T 0083 273 97
kg m
3
Debitul masic de vapori este
VG maxV V M 134232 22 2953104 kg h
Aplicacircnd legea generală a gazelor se calculează debitul volumic de vapori
max
134232 22V 0954
0860 3600
m
3 s
Densitatea soluţiei de absorbant este ρl = 975 kg m3 şi s-a citit din grafice din literatură la
temperatura Tf
Debitul maxim de vapori corectat se calculează cu relaţia (215)
05
vc
l v
V V
(215)
05
c
0860V 0954 00283
975 0860
m
3s
Debitul maxim de lichid la vacircrful coloanei este
nmax os
L L 26090139 kg h soluţie absorbant bogat
Se calculează debitul volumic de soluţie de absorbant bogat
26090139L 0446
60 975
m
3 min
Din grafice din literatură se citeşte CAF pentru ρv=0860 kgm3 şi s=06 m şi se obţine CAF=04
28
Se aplică următoarele relaţii
LB 005575
NP FI FS CAF
(216)
c
d
328VLC
30v FI FS CAF
(217)
05
2
c
B B 314CD
1571
(218)
unde NP=1 FIcirc=055 FS=07 vd= 005 ms CAF = 04
0446B 005575 0161
1 055 07 04
0446 328 00283C 0900
30 005 055 07 04
05
20161 0161 314 0900D 1586
1571
m
Calculul diametrului icircn zona inferioară
Sarcina maximă de vapori este
max BV V 245207kmol h 18 4413726 kgh
Debitul maxim de lichid este
1max os
L L 2494916 kgh soluţie absorbant sărac
Densitatea vaporilor se citeşte din literatură la temperatura din bază consideracircnd că
vaporii sunt alcătuiţi numai din abur ρv = 0965 kgm3
Se calculează debitul volumic de vapori
max
4413726V 1271
0965 3600
m
3s
Densitatea soluţiei de MEA 15 masă la temperatura de TB sbquo 1150C este
l 9404 kgm3
Se calculează debitul maxim de vapori corectat cu relaţia (215)
29
05
c
0965V 1271 00407
9404 0965
m
3s
Se calculează debitul volumic de soluţie de absorbant
2494916L 0442
9404 60
m
3 min
Din grafice din literatură se citeşte CAF pentru ρv = 0965 kgm3 şi s= 06m şi se obţine
CAF = 041
Se aplică relaţiile 216217218
0442B 005575 0156
1 055 07 041
0442 328 00407C 1140
30 005 055 07 041
05
20156 0156 314 1140Dc 1752
1571
m
Deoarece diferenţa icircntre diametrul zonei superioare şi cel al zonei inferioare nu este mai
mare de 02 m icircntreaga coloană se construieşte cu diametrul zonei inferioare
232 Icircnălţimea coloanei de desorbţie
Icircnălţimea coloanei de desorbţie se calculează cu relaţia (219)
c TR v bI N 1 s I I (219)
Eficacitatea medie globală se estimează ca fiind 25 Numărul real de talere din coloană se
calculează cu relaţia
TTTR
m
N 8N 32
E 025 talere reale
cI 32 1 06 1 15 211 m
30
24 Determinarea necesarului de agenți termici din instalație
241 Calculul schimbului termic absorbant sărac-absorbant bogat
Deoarece absorbantul sărac iese din refierbătorul de la baza coloanei de fracționare ca
lichid la punct de fierbere cu temperatura Tb= 1150C şi trebuie să intre pe la vacircrful coloanei de
absorbţie cu temperatura T0=300C se impune ca acest flux termic să fie valorificat pentru a
realiza schimbul de căldură cu absorbantul bogat care iese de la baza coloanei de absorbţie cu
temperatura Tn = 500C şi care trebuie să intre ca flux de alimentare icircn coloana de stripare la
temperatura de Tf = 800C
Temperatura Tx cu care iese absorbantul sărac din schimbul de căldură se şi apoi se
verifică prin bilanţ termic icircn jurul schimbătorului de căldură 3 din schema din anexa 4
T T Tn nb n xo 0 0 LL L Ls n 0o n 0ss s00
L h L h L h L h (220)
Deoarece icircn literatură nu există date de entalpii pentru soluţiile de amine ci numai date
de călduri specifice putem scrie următoarele relaţii
TTb x0 L 0 p b xLs 0 s0s Ls 0
L h h L c T T (221)
T Tn nf n0 0 p f nL LS 0 n Ln 0 0
L h h L c T T
(222)
Ținacircnd cont de relațiile (221) și (222) relația(220) se poate scrie
n0 p f n 0 p b xsL L0 0
L c T T L c T T (223)
unde 0sL - debitul soluţiei de absorbant sărac kgh
n0L - debitul de absorbant bogat kgh
pL0
c - căldura specifică medie a soluţiei de absorbant bogat respectiv sărac kJkg
0C se citeşte din grafice din literatură la temperatura medie a temperaturilor respective
Temperatura cu care iese absorbantul regenerat din schimbul de căldură se presupune ca fiind
0
XT 85 C și se verifică cu relația (223)
31
026090139 395 (80 50) 2494916 41(115 Tx) Tx 84776 C
Temperatura 0
XT 85 C presupusă s-a verificat deoarece relația (223) s-a verificat icircn
limita unei erori impuse (lt2)
242 Determinarea necesarului de apă de răcire la răcitorul suplimentar
Conform schemei tehnologice icircn instalaţie există un răcitor suplimentar al fluxului de
absorbant sărac cu rolul de a răci absorbantul sărac de la temperatura Tx la temperatura T0
Pentru calculul debitului de apă de răcire la răcitorul suplimentar se scrie relația (224) de
bilanț termic icircn jurul schimbătorului de căldură 2 din schema din Anexa 4
TT TT 0x eiapa apa 0 apa apa 0L Ls0 0s s
G h L h G h L h (224)
Din relaţia (224) se obține că
0 p x 0s L0apa T Te i
apa apa
L c T T
Gh h
(225)
unde T Te iapa apah h reprezintă entalpiile apei de răcire la temperatura de intrare respectiv de ieşire
icircn kJkg
Gapa ndash reprezintă debitul de apă de răcire kgh
pL0
c - reprezintă căldura specifică medie a soluţiei de absorbant sărac hJkg0C
Se citeşte din grafice din literatură la temperatura medie aritmetică a temperaturilor
respective
0575 Cp
L0
c 399 kJkg0C
Consideracircnd că apa intră cu temperatura de 280C şi iese cu 40
0C necesarul de apă de
răcire la răcitorul suplimentar se calculează cu relația (225)
apa
2494916 399 85 30G 109152575
1675 11734
kgh
32
243 Determinarea necesarului de abur saturat la refierbător
Cunoscacircnd sarcina refierbătorului coloanei de stripare se poate calcula și debitul de abur
la refierbător GB
BB T Ti e
apaabur
QG
H h
(226)
unde T Ti e
apaaburH h - reprezintă entalpia aburului apei la intrarea ieşirea icircn refierbător kJkg
care se citeşte din tabele din literatură
Consideracircnd că se foloseşte abur de 6 bar şi temperatura de 1600C debitul de abur la
refierbător GB se calculează cu relația (226)
B
1013066045G 4872618
27533 6742
kgh
33
3 AUTOMATIZAREA INSTALAŢIEI DE ELIMINARE A
HIDROGENULUI SULFURAT
Prin automatizarea instalaţiei de eliminare a H2S prin absorbţie icircn soluţie apoasă de MEA
icircn cadrul acestui proiect se icircnţelege
- implementarea structurilor de reglare a parametrilor de regim pe cele două coloane
o presiune la coloana de absorbţie
o presiune şi temperatură la coloana de desorbţie
- implementarea structurilor de reglare a debitelor
o fluxului de gaz bogat la intrarea icircn coloana de absorbţie
o fluxului de absorbant sărac la intrarea icircn coloana de absorbţie
o fluxului de absorbant bogat la intrarea icircn coloana de desorbţie
- implementarea structurilor de reglare a nivelului
o la baza coloanei de absorbţie
o la baza coloanei de desorbţie
o icircn vasul de reflux
34
BIBLIOGRAFIE
1 PROII Reference Manual
2 Marinoiu V Paraschiv N Automatizarea proceselor chimice vol 2 Editura Tehnică
1992
3 Reid RC Prausnitz JMPolingB The Properties of Gases and Liquids vol2
4 Robu V I Procese şi Aparate de Separare icircn Industria Petrolului şi Petrochimie Editura
Didactică şi Pedagogică Bucureşti 1968 pg 398
5 Şomoghi V şa Proprietăţi fizice utilizate icircn calcule termice şi fluidodinamice UPG
Ploieşti 1997
6 Strătulă C Fracţionarea Principii şi Metode de Calcul Ed Tehnică Bucureşti 1986
7 Strătulă C Purificarea gazelor Editura Ştiinţifică şi Enciclopedică Bucureşti
1984pg83131141143-148158161175-177179192255-258321-
327442451-452447-448
8 Suciu G C (coordonator) Ingineria prelucrării hidrocarburilor vol3 editura Tehnică
Bucureşti 1987 pg163
9 Suciu G C (coordonator) Ingineria prelucrării hidrocarburilor vol1 editura Tehnică
Bucureşti 1977
10 Taran C Strătulă C Procedee difuzionale de separare vol 12 IPG Ploieşti 1979
35
Anexe
Anexa 1 Determinarea numărului de talere teoretice prin metoda grafică pentru coloana
de absorbţie a H2S icircn soluţii apoase de MEA
36
Anexa 2 Determinarea numărului de talere teoretice prin metoda grafică pentru coloana
de desorbţie a H2S din soluţii apoase de MEA
37
Anexa 3 Variaţia debitului de abur de-a lungul coloanei de desorbţie
38
Anexa 4 Schema tehnologică de eliminare a H2S
39
Anexa 5 Schema automatizată a instalaţiei de eliminare a H2S
40
Anexa 6 Schema tehnologica a instalatiei clasice de eliminare a gazelor acide prin
absorbtie in solutii apoase se amine
1-coloana de absorbtie
2-racitor
3-schimbator de caldura intre solutia bogata si solutia saraca de amina
4-coloana de desorbtie
5-refierbator
6-condensator
7-vas de reflux
8-vas de completare cu absorbant
13
Tabelul 11 Calculul curbei de echilibru pentru coloana de absorbţie a H2S icircn soluţie de
MEA 15 masă P= 5 bar
X 2kmolH S
kmolMEA 2H Sp bar y= H S2
p P yY
1 y
kmolH2Skmol metan
005 16 10-4
32 10-5
32 10-5
01 59 10-4
118 10-4
118 10-4
02 39 10-3
78 10-4
78 10-4
03 115 10-3
23 10-3
23 10-3
04 45 10-2
9 10-3
908 10-3
05 69 10-2
14 10-2
142 10-2
06 98 10-2
19 10-2
19 10-2
Presupunem Xn = 06 kmol H2S kmol MEA
0L 610153 kmol h MEA
0G 393601 kmol h metan
Tabelul 12 Calculul curbei de operare pentru coloana de absorbţie a H2S icircn soluţie de
MEA 15 masă
X kmol H2S kmol MEA 0
n n 1
0
LY X X Y
G kmol H2S kmol metan
X0= 005 Y1 = 000174
01 000949
02 00250
03 00405
04 00560
05 00715
Xn=06 Yn+1 = 00870
Din graficul din Anexa 1 obţinem un număr de talere Ntt = 175
14
14 Dimensionarea coloanei de absorbţie
141 Diametrul coloanei de absorbţie
Coloana de absorbţie este echipată cu talere cu supape
Calculul diametrului se face conform metodologiei Glitsch
Debitele implicate icircn relaţii au fost calculate icircn subcapitolul11
TG = 7461300 kgh gaz bogat
n0s
L = 26090139 kgh soluţie absorbant bogat
Masa molară medie a gazului bogat se calculează cu relația (111)
Mv= metan me tan H S H S2 2 M y M y (111)
Mv = 16 092 34 008 1744 kg kmol
Densitatea vaporilor se calculează cu relaţia (112)
3v
v
n 1
P M 5 17443526kg m
R T 0083 273 25
(112)
Aplicacircnd legea generală a gazelor se calculează debitul volumic de vapori
37461300V 0588m s
3526 3600
Densitatea soluţiei de MEA la ieşirea din coloană se citeşte din grafice din literatură la
temperatura din bază (se neglijează contribuţia H2S absorbit la densitatea soluţiei de absorbant)
ρl = 992 kgm3
Se calculează debitul maxim de vapori corectat cu relația (113)
05
vc
l v
V V
(113)
05
3c
3526V 0588 00351 m s
992 3526
Se calculează debitul volumic de soluţie de absorbant
26090139L 0438
992 60
m
3 min
Din grafice din literatură se citeşte CAF pentru ρv= 2074 kgm3 şi s = 06 m şi se obţine
CAF = 042
15
Se aplică următoarele relaţii
LB 005575
NP FI FS CAF
(114)
C
d
328VLC
30 v FI FS CAF
(115)
05
2
c
B B 314CD
1571
(116)
unde NP=1 FIcirc=07FS=07CAF=042 vd= 012
0438B 005575 0118
1 07 07 042
0438 328 00788C 1378
30 012 07 07 042
05
2
c
0118 0118 314 1378D 1617m
1571
142 Icircnălţimea coloanei de absorbţie
Icircnălţimea coloanei de absorbţie echipată cu talere cu supape se calculează cu relaţia
c TR V bI N 1 s I I (117)
NTR ndash numărul de talere reale din coloană se calculează după calculul eficacităţii medii globale
Icircn lipsa datelor generale de eficacitate Em sau a unor relaţii care să icircnglobeze efectul tuturor
factorilor care influenţează eficacitatea talerelor se recomandă ca Em să se estimeze icircn jur de
15
s ndash distanţa icircntre talere se alege 06 m
16
Icircv ndash icircnălţimea de la ultimul taler la vacircrful coloanei se alege 1 m
Icircb ndash icircnălţimea de la baza coloanei la primul taler din bază se alege 15 m
TTTR
m
N 175N 11667 12
E 015 talere reale
cI 12 1 06 1 15 91 m
15 Calculul pierderilor de absorbant
La vacircrful coloanei de absorbţie au loc pierderi de absorbant datorită antrenărilor cu gaz
inert Aceste pierderi se calculează cu relaţia
c
i ii 1
p 1 c
i ii 1
K xL G
1 K x
(118)
pL - reprezintă debitul molar de absorbant (apă şi amină) pierdut pe la vacircrful coloanei de
absorbţie
1G - debitul de gaz purificat de la vacircrful coloanei de absorbţie kmolih
ix - fracţia molară a componentului i din amestecul absorbant
iK - constanta de echilibru a componentului i din amestecul absorbant la temperatura şi
presiunea de la vacircrful coloanei
Debitul molar de gaz purificat de la vacircrful coloanei de absorbţie precum şi fracţiile
molare ale apei şi MEA icircn amestecul absorbant sunt calculate anterior Constantele de echilibru
ale apei şi MEA icircn amestecul absorbant la temperatura şi presiunea de la vacircrful coloanei sunt
2
apa
5
a min
K 1182 10
K 70605 10
5 5
p 5 5
1182 10 09506 70605 10 00494L 393601 4474
1 1182 10 09506 70605 10 00494
kmolih
17
Funcţiile molare icircn faza vapori se calculează cu relaţia
i i iY K x (119)
2
apay 1182 10 09506 00112 fracţii molare
5
aminay 70605 10 00494 000000349 fracţii molare
Pierderile din fiecare component al absorbantului sărac se calculează cu relaţiile
apap p 1 apaL L G y (120)
a min ap p 1 a minaL L G y (121)
yapă yamină ndash fracţiile molare icircn fază vapori
apapL 4474 393601 00112 4458 kmolih
apapL 80244kg h 1925856 kgzi
a min apL 4474 393601 000000349 0001385 kmolh
a min apL 00857kg h 20569 kgzi
Pentru completarea pierderilor de absorbant schema tehnologică a instalaţiei de
eliminare a H2S va fi prevăzută cu vas de completare cu absorbant
18
2 PROIECTAREA TEHNOLOGICĂ A COLOANEI DE DESORBŢIE
Realizarea unui anumit grad de stripare a gazului acid din soluția de absorbant bogat ce
alimentează coloana de absorbție pentru un debit de abur de stripare dat un număr de talere sau
un strat de umplutură de o anumită icircnălțime Calculul acestora se face icircn funcție de numărul de
talere teoretice Pentru determinarea numărului de talere teoretice se aplică metoda grafică
simplificată iar datele de echilibru se obțin la temperaturi medii mari specifice operațiunii de
desorbție
Icircn practica industrială striparea gazelor acide (și icircn special a H2S) se face cu abur
indirect folosind un refierbător Aburul de stripare care părăsește coloana de vacircrf se condensează
și se reicircntoarce icircn coloană ca reflux
Fluxurile din coloana de stripare şi concentraţiile lor sunt cele simbolizate icircn figura 2
QC
QR
I
V yb
Lrsquox1
L x T0 0 B
TB
V y0 v vT
L x T0 n f
H S2
II
Figura 2 Fluxurile şi concentraţiile lor icircn coloana de stripare
19
Icircn figura 2 semnificaţia simbolurilor este
Lo- reprezintatilde fluxul absorbant kmolih
LR ndash refluxul concentrate icircn apatildekmolih
Xn ndash concentraţia H2S icircn absorbantul bogat kmoli H2S kmol MEA
Xo ndash concentraţia H2S icircn absorbantul sărac kmoli H2S kmol MEA
YB- ndash concentraţia H2S icircn abur la ieşirea din refierbatildetor kmol H2S kmol abur
Yv- ndash concentraţia H2S icircn abur la ieşirea din coloanatilde kmol H2S kmol abur
Algoritmul de calcul al coloanei de desorbție are următoarele etape
1 se determină temperatura la vacircrful coloanei se efectuează bilanțul termic pe coloană
și se calculează debitul de vapori de stripare precum și consumul de abur la
refierbător
2 se calculează temperatura medie pe coloana de desorbție și la această temperatură se
obțin datele de echilibru pentru sistemul solut-absorbant
3 se determină diametrul și icircnălțimea coloanei cu metodologia specifică tipului de
dispozitive de contactare (talere sau umplutură)
21 Bilanțul termic și regimul de temperaturi
Pentru determinarea temperaturii la vacircrful coloanei de desorbţie se pleacă de la faptul că icircn
condiţii de echilibru presiunea parţială a aburului (component majoritar la vacircrful coloanei) este egală cu
presiunea de vapori a apei Presiunea parţială a solutului ( H S2p ) este dată de legea lui Dalton
2
Tv
H S v abur apaP P y P (21)
unde PV reprezintă presiunea la vacircrful coloanei de desorbţie bar (din datele de proiectare)
20
TvapaP - presiunea de vapori a apei la temperatura de vacircrf
yabur - reprezintă fracţia molară de abur calculată cu relaţia (22)
Rabur R
R H S2
Ly
L G
(22)
LR ndash debitul de reflux calculat cu relaţia (23)
RR H S2
L R G (23)
R ndash raţia de reflux (din datele de proiectare)
RH S2
G - debitul de H2S absorbit kmoli
RL 3 33558 100674 kmolh 1812132kgh apă
abur
100674y 075
100674 33558
fracţii molare abur
TvH S apa2
p 12 075 09bar 750 675 mmHg P
Temperatura la vacircrf se calculează cu relaţia lui Antoine (24)
v
Tvapa
TC
BAlnP
(24)
unde
ABC reprezintă constantele lui Antoine pentru apă
ln v
v
381644675 183036 T 97 C
4613 T
Temperatura de intrare Tf a absorbantului bogat icircn coloană este egală cu temperatura
de ieşire după schimbul de căldură cu absorbantul sărac de la baza coloanei de desorbţie se alege
Tf =80ordmC
21
Temperatura medie pe coloană se calculează ca media aritmetică icircntre temperatura
din vacircrf şi temperatura din bază (din datele de proiectare)
0B Vm
T T 115 97T 106 C
2 2
Presiunea medie se calculează ca medie aritmetică icircntre presiunea din vacircrf şi
presiunea din bază (din datele de proiectare)
B Vm
P P 12 14P 13bar
2 2
Pentru stabilirea sarcinii termice a refierbătorului respectiv consumul de abur VB se
efectuează un bilanţ termic pe coloana de desorbţie conform conturului I din figura 2
T TT T T TR RV Vf f R B0s H S R B 0 H S 0sL H S L V H S L2 2os 2 R o 2 os
L h G h L h Q V H G H L h (25)
unde
f
os
T
Lh - entalpia soluţiei de absorbant la temperatura Tf kJk
0V - debitul de vapori de apă de la vacircrful coloanei kgh
V
o
T
VH - entalpia vaporilor de apă la temperatura TV kJkg
RL - debitul de reflux (apă) (V0=LR) kgh
R
R
T
Lh - entalpia refluxului la temperatura TR kJkg
B
os
T
Lh - entalpia soluţiei de absorbant la temperatura din refierbător kJkg
22
Relaţia (25) se poate scrie ţinacircnd seama de căldurile specifice
)TT(cL)hh(L fBp0T
L
T
L0S0LS
f
S0
B
S0S
(26)
Neglijacircnd diferenţa de temperaturi (Tv-Tf) se poate scrie
T TR R V fH S R H S H S H S2 2 2 2
G H G (H h ) (27)
Ținacircnd cont de relațiile (26) și (27) relația (25) devine
T T RV R
B 0 p B f 0 H S RV LS L0 20 RSQ L c (T T ) V (H h ) G H (28)
Se calculează sarcina termică a refierbătorului cu relația (28)
V
0
T
VH - entalpia vaporilor de apă la temperatura TV=97ordmC s-a citit din tabele din literatură kJkg
V
0
T
VH 26715 kJ kg
R
R
T
Lh - entalpia refluxului la temperatura TR=60ordmC s-a citit din tabele din literatură kJkg
R
R
T
Lh = 2511 kJkg
pLos
c -se citeşte din grafice din literatură icircn funcţie de temperatura medie aritmetică icircntre TB şi
TR şi concentraţia soluţiei de MEA
0
pLos
c 41kJ kg C
RH se citeşte din tabele din literatură icircn funcţie de tipul absorbantului
RH = 1910 kJkg
Debitele masice ale fluxurilor implicate s-au calculat anterior
BQ 24845433 41 115 80 1812132 26715 2511 1140972 1910 1013066045kJ h
23
Cunoscacircnd sarcina refierbătorului se poate calcula debitul de vapori VB
B
TV
BB
l
QV (29)
unde
BTVl reprezintă căldura latentă de vaporizare a lichidului din refierbător icircn kJkg şi se calculează
cu relaţia (210)
)y1(lyll BBBT
aminaTapa
TV (210)
BTapal - căldura latentă de vaporizare a apei la temperatura TB kJkg
BT
a minal - căldura latentă de vaporizare a aminei la temperatura TB kJkg
y ndash fracţia molară a apei icircn vaporii VB la echilibru cu soluţia apoasă de amină care se calculează
conform indicațiilor din literatură
Pentru a calcula debitul de vapori VB cu relația (29) se calculează BT
Vl cu relația (210)
Fracția molară a apei icircn vaporii VB la echilibru cu soluția apoasă de amină se determină astfel
pentru o soluţie care conţine 15 masa amină şi 85 masă apă se citeşte din grafice din
literatură compoziţia apei icircn fază vapori şi se obţine 99 masă se transformă compoziţia fazei
vapori din masă icircn fracţii molare şi se găseşte y=0997 fracţii molare apă
BT
Vl (27048 4867) 0997 892 (1 0997) 2214kJ kg
B
1013066045 4575727kg hV 254207kmol h
2214 18
Debitul de abur la refierbător GB se calculează consideracircnd că se foloseşte abur de 5
bar şi temperatura de 115ordmC
24
10130660454872618
27533 6742BG
kgh
22 Determinarea numărului de talere teoretice din coloana de desorbţie
Numărul de talere teoretice se determină prin metoda grafică simplificată bazată pe
curba de echilibru pentru sistemul H2S-MEA la temperatura și presiunea medie din coloană şi pe
dreapta de operare Curba de echilibru Y-X se calculează pornind de la valorile presiunii parţiale
H2S citite din grafice din literatură pentru diferite valori de X şi la temperatura medie pe coloana
de desorbţie Tm=106ordmC Rezultatele obținute sunt prezentate icircn tabelul 21
Tabel 21 Calculul curbei de echilibru pentru coloana de desorbţie
2XkmoliH S kmoliMEA 2H Sp bar
2H S my p p
2
Y y (l y)
kmoliH S kmolabur
X0=005 34 10 330770 10 3
BY 308 10
01 215 10 21154 10 21167 10
02 275 10 25770 10 26123 10
03 121 10 11615 10 11926 10
04 15 10 13846 10 16250 10
05 17 10 15385 10 1167
Xn=06 195 10 17308 10 2715
Dreapta de operare trece prin punctele definite de concentraţiile fluxurilor icircn contracurent
la extremităţile coloanei si anume punctul A (Xn Yf) şi punctul B (X1 Yb) Concentraţia Yf se
calculează cu relaţia (211)
25
R
RSH
fL
GY 2 (211)
f 2
33558Y 0333 kmol H S kmol abur
100674
Concentraţia Yb se citeşte din curba de echilibru X-Y la valoarea lui X0 = 005
kmoliH2SkmoliMEA Se obține Yb = 000308 kmoliH2Skmoli abur
Concentraţia X1 se stabileşte prin bilanţ material pe conturul II din figura 2
0B0
B1 XY
L
VX (212)
Concentraţia X1 se calculează cu relația (212)
1 2
245207X 000308 005 00624kmolH S kmolMEA
610153
Calculul lor se face cu ecuația dreptei de operare (213) dacircnd valorile lui X icircntre X1 și Xn
01 B
LY (X X ) Y
V (213)
Icircn relația (213) se va ține seama că icircn zona de stripare debitul de vapori scade liniar icircntre
BV și 0V S-a reprezentat ghrafic icircn anexa 3 variația liniară a debitului de vapori cu
concentrația X icircntre punctele de coordonate A (06100674) și B (00624 245207)
Din acest grafic se citesc valorile lui V pentru diferite valori ale lui X cuprinse icircntre X1 și
Xn și se introduc icircn ecuația dreptei de operare Rezultatele sunt prerzentate icircn tabelul 22
26
Tabel 22 Calculul curbei de operare pentru coloana de desorbţie
X
kmol H2S kmol MEA b1V
LYXXY 0
kmol H2S kmol abur
V(grafic hr millimetrica)
X1=00624 3
BY 308 10 245207
01 21314 10 234
02 24464 10 207
03 28499 10 181
04 11390 10 1545
05 12150 10 127
Xn=06 1
fY 333 10 100674
Se reprezintă icircn acelaşi grafic icircn coordonate Y-X atacirct curba de echilibru cacirct şi curba
de operare şi se duc orizontale şi verticale pornind de la punctul B la punctul A Numărul de
orizontale reprezintă necesarul de echilibre pentru absorbţia respectivă şi s-au obţinut 8 talere
teoretice (vezi graficul din Anexa 2)
23 Dimensionarea coloanei de desorbţie
231 Diametrul coloanei de desorbţie
Coloana de desorbţie este echipată tot cu talere cu supape de acelaşi tip ca la coloana de
absorbţie
Calculul diametrului se face atacirct icircn zona superioară cacirct şi icircn cea inferioară a coloanei de
desorbţie conform metodologiei Glitsch
Calculul diametrului icircn zona superioară
Sarcina maximă de vapori icircn zona superioară este
Rmax 0 H S2
V V G 100674 33558 134232kmoli h
Debitul maxim de lichid este
max RL L 100674 18 1812132kg h apă
27
Masa molară medie a vaporilor de la vacircrful coloanei de desorbţie se calculează cu relaţia
v H S f abur f2M M y M 1 y (214)
unde
ff
f
y 0333y 025
1 y 1 0333
fracţii molare H2S
VM 34025+18(1-025)=22 kgkmol
Densitatea vaporilor se calculează cu relaţia
vv
v
v
P M 12 220860
R T 0083 273 97
kg m
3
Debitul masic de vapori este
VG maxV V M 134232 22 2953104 kg h
Aplicacircnd legea generală a gazelor se calculează debitul volumic de vapori
max
134232 22V 0954
0860 3600
m
3 s
Densitatea soluţiei de absorbant este ρl = 975 kg m3 şi s-a citit din grafice din literatură la
temperatura Tf
Debitul maxim de vapori corectat se calculează cu relaţia (215)
05
vc
l v
V V
(215)
05
c
0860V 0954 00283
975 0860
m
3s
Debitul maxim de lichid la vacircrful coloanei este
nmax os
L L 26090139 kg h soluţie absorbant bogat
Se calculează debitul volumic de soluţie de absorbant bogat
26090139L 0446
60 975
m
3 min
Din grafice din literatură se citeşte CAF pentru ρv=0860 kgm3 şi s=06 m şi se obţine CAF=04
28
Se aplică următoarele relaţii
LB 005575
NP FI FS CAF
(216)
c
d
328VLC
30v FI FS CAF
(217)
05
2
c
B B 314CD
1571
(218)
unde NP=1 FIcirc=055 FS=07 vd= 005 ms CAF = 04
0446B 005575 0161
1 055 07 04
0446 328 00283C 0900
30 005 055 07 04
05
20161 0161 314 0900D 1586
1571
m
Calculul diametrului icircn zona inferioară
Sarcina maximă de vapori este
max BV V 245207kmol h 18 4413726 kgh
Debitul maxim de lichid este
1max os
L L 2494916 kgh soluţie absorbant sărac
Densitatea vaporilor se citeşte din literatură la temperatura din bază consideracircnd că
vaporii sunt alcătuiţi numai din abur ρv = 0965 kgm3
Se calculează debitul volumic de vapori
max
4413726V 1271
0965 3600
m
3s
Densitatea soluţiei de MEA 15 masă la temperatura de TB sbquo 1150C este
l 9404 kgm3
Se calculează debitul maxim de vapori corectat cu relaţia (215)
29
05
c
0965V 1271 00407
9404 0965
m
3s
Se calculează debitul volumic de soluţie de absorbant
2494916L 0442
9404 60
m
3 min
Din grafice din literatură se citeşte CAF pentru ρv = 0965 kgm3 şi s= 06m şi se obţine
CAF = 041
Se aplică relaţiile 216217218
0442B 005575 0156
1 055 07 041
0442 328 00407C 1140
30 005 055 07 041
05
20156 0156 314 1140Dc 1752
1571
m
Deoarece diferenţa icircntre diametrul zonei superioare şi cel al zonei inferioare nu este mai
mare de 02 m icircntreaga coloană se construieşte cu diametrul zonei inferioare
232 Icircnălţimea coloanei de desorbţie
Icircnălţimea coloanei de desorbţie se calculează cu relaţia (219)
c TR v bI N 1 s I I (219)
Eficacitatea medie globală se estimează ca fiind 25 Numărul real de talere din coloană se
calculează cu relaţia
TTTR
m
N 8N 32
E 025 talere reale
cI 32 1 06 1 15 211 m
30
24 Determinarea necesarului de agenți termici din instalație
241 Calculul schimbului termic absorbant sărac-absorbant bogat
Deoarece absorbantul sărac iese din refierbătorul de la baza coloanei de fracționare ca
lichid la punct de fierbere cu temperatura Tb= 1150C şi trebuie să intre pe la vacircrful coloanei de
absorbţie cu temperatura T0=300C se impune ca acest flux termic să fie valorificat pentru a
realiza schimbul de căldură cu absorbantul bogat care iese de la baza coloanei de absorbţie cu
temperatura Tn = 500C şi care trebuie să intre ca flux de alimentare icircn coloana de stripare la
temperatura de Tf = 800C
Temperatura Tx cu care iese absorbantul sărac din schimbul de căldură se şi apoi se
verifică prin bilanţ termic icircn jurul schimbătorului de căldură 3 din schema din anexa 4
T T Tn nb n xo 0 0 LL L Ls n 0o n 0ss s00
L h L h L h L h (220)
Deoarece icircn literatură nu există date de entalpii pentru soluţiile de amine ci numai date
de călduri specifice putem scrie următoarele relaţii
TTb x0 L 0 p b xLs 0 s0s Ls 0
L h h L c T T (221)
T Tn nf n0 0 p f nL LS 0 n Ln 0 0
L h h L c T T
(222)
Ținacircnd cont de relațiile (221) și (222) relația(220) se poate scrie
n0 p f n 0 p b xsL L0 0
L c T T L c T T (223)
unde 0sL - debitul soluţiei de absorbant sărac kgh
n0L - debitul de absorbant bogat kgh
pL0
c - căldura specifică medie a soluţiei de absorbant bogat respectiv sărac kJkg
0C se citeşte din grafice din literatură la temperatura medie a temperaturilor respective
Temperatura cu care iese absorbantul regenerat din schimbul de căldură se presupune ca fiind
0
XT 85 C și se verifică cu relația (223)
31
026090139 395 (80 50) 2494916 41(115 Tx) Tx 84776 C
Temperatura 0
XT 85 C presupusă s-a verificat deoarece relația (223) s-a verificat icircn
limita unei erori impuse (lt2)
242 Determinarea necesarului de apă de răcire la răcitorul suplimentar
Conform schemei tehnologice icircn instalaţie există un răcitor suplimentar al fluxului de
absorbant sărac cu rolul de a răci absorbantul sărac de la temperatura Tx la temperatura T0
Pentru calculul debitului de apă de răcire la răcitorul suplimentar se scrie relația (224) de
bilanț termic icircn jurul schimbătorului de căldură 2 din schema din Anexa 4
TT TT 0x eiapa apa 0 apa apa 0L Ls0 0s s
G h L h G h L h (224)
Din relaţia (224) se obține că
0 p x 0s L0apa T Te i
apa apa
L c T T
Gh h
(225)
unde T Te iapa apah h reprezintă entalpiile apei de răcire la temperatura de intrare respectiv de ieşire
icircn kJkg
Gapa ndash reprezintă debitul de apă de răcire kgh
pL0
c - reprezintă căldura specifică medie a soluţiei de absorbant sărac hJkg0C
Se citeşte din grafice din literatură la temperatura medie aritmetică a temperaturilor
respective
0575 Cp
L0
c 399 kJkg0C
Consideracircnd că apa intră cu temperatura de 280C şi iese cu 40
0C necesarul de apă de
răcire la răcitorul suplimentar se calculează cu relația (225)
apa
2494916 399 85 30G 109152575
1675 11734
kgh
32
243 Determinarea necesarului de abur saturat la refierbător
Cunoscacircnd sarcina refierbătorului coloanei de stripare se poate calcula și debitul de abur
la refierbător GB
BB T Ti e
apaabur
QG
H h
(226)
unde T Ti e
apaaburH h - reprezintă entalpia aburului apei la intrarea ieşirea icircn refierbător kJkg
care se citeşte din tabele din literatură
Consideracircnd că se foloseşte abur de 6 bar şi temperatura de 1600C debitul de abur la
refierbător GB se calculează cu relația (226)
B
1013066045G 4872618
27533 6742
kgh
33
3 AUTOMATIZAREA INSTALAŢIEI DE ELIMINARE A
HIDROGENULUI SULFURAT
Prin automatizarea instalaţiei de eliminare a H2S prin absorbţie icircn soluţie apoasă de MEA
icircn cadrul acestui proiect se icircnţelege
- implementarea structurilor de reglare a parametrilor de regim pe cele două coloane
o presiune la coloana de absorbţie
o presiune şi temperatură la coloana de desorbţie
- implementarea structurilor de reglare a debitelor
o fluxului de gaz bogat la intrarea icircn coloana de absorbţie
o fluxului de absorbant sărac la intrarea icircn coloana de absorbţie
o fluxului de absorbant bogat la intrarea icircn coloana de desorbţie
- implementarea structurilor de reglare a nivelului
o la baza coloanei de absorbţie
o la baza coloanei de desorbţie
o icircn vasul de reflux
34
BIBLIOGRAFIE
1 PROII Reference Manual
2 Marinoiu V Paraschiv N Automatizarea proceselor chimice vol 2 Editura Tehnică
1992
3 Reid RC Prausnitz JMPolingB The Properties of Gases and Liquids vol2
4 Robu V I Procese şi Aparate de Separare icircn Industria Petrolului şi Petrochimie Editura
Didactică şi Pedagogică Bucureşti 1968 pg 398
5 Şomoghi V şa Proprietăţi fizice utilizate icircn calcule termice şi fluidodinamice UPG
Ploieşti 1997
6 Strătulă C Fracţionarea Principii şi Metode de Calcul Ed Tehnică Bucureşti 1986
7 Strătulă C Purificarea gazelor Editura Ştiinţifică şi Enciclopedică Bucureşti
1984pg83131141143-148158161175-177179192255-258321-
327442451-452447-448
8 Suciu G C (coordonator) Ingineria prelucrării hidrocarburilor vol3 editura Tehnică
Bucureşti 1987 pg163
9 Suciu G C (coordonator) Ingineria prelucrării hidrocarburilor vol1 editura Tehnică
Bucureşti 1977
10 Taran C Strătulă C Procedee difuzionale de separare vol 12 IPG Ploieşti 1979
35
Anexe
Anexa 1 Determinarea numărului de talere teoretice prin metoda grafică pentru coloana
de absorbţie a H2S icircn soluţii apoase de MEA
36
Anexa 2 Determinarea numărului de talere teoretice prin metoda grafică pentru coloana
de desorbţie a H2S din soluţii apoase de MEA
37
Anexa 3 Variaţia debitului de abur de-a lungul coloanei de desorbţie
38
Anexa 4 Schema tehnologică de eliminare a H2S
39
Anexa 5 Schema automatizată a instalaţiei de eliminare a H2S
40
Anexa 6 Schema tehnologica a instalatiei clasice de eliminare a gazelor acide prin
absorbtie in solutii apoase se amine
1-coloana de absorbtie
2-racitor
3-schimbator de caldura intre solutia bogata si solutia saraca de amina
4-coloana de desorbtie
5-refierbator
6-condensator
7-vas de reflux
8-vas de completare cu absorbant
14
14 Dimensionarea coloanei de absorbţie
141 Diametrul coloanei de absorbţie
Coloana de absorbţie este echipată cu talere cu supape
Calculul diametrului se face conform metodologiei Glitsch
Debitele implicate icircn relaţii au fost calculate icircn subcapitolul11
TG = 7461300 kgh gaz bogat
n0s
L = 26090139 kgh soluţie absorbant bogat
Masa molară medie a gazului bogat se calculează cu relația (111)
Mv= metan me tan H S H S2 2 M y M y (111)
Mv = 16 092 34 008 1744 kg kmol
Densitatea vaporilor se calculează cu relaţia (112)
3v
v
n 1
P M 5 17443526kg m
R T 0083 273 25
(112)
Aplicacircnd legea generală a gazelor se calculează debitul volumic de vapori
37461300V 0588m s
3526 3600
Densitatea soluţiei de MEA la ieşirea din coloană se citeşte din grafice din literatură la
temperatura din bază (se neglijează contribuţia H2S absorbit la densitatea soluţiei de absorbant)
ρl = 992 kgm3
Se calculează debitul maxim de vapori corectat cu relația (113)
05
vc
l v
V V
(113)
05
3c
3526V 0588 00351 m s
992 3526
Se calculează debitul volumic de soluţie de absorbant
26090139L 0438
992 60
m
3 min
Din grafice din literatură se citeşte CAF pentru ρv= 2074 kgm3 şi s = 06 m şi se obţine
CAF = 042
15
Se aplică următoarele relaţii
LB 005575
NP FI FS CAF
(114)
C
d
328VLC
30 v FI FS CAF
(115)
05
2
c
B B 314CD
1571
(116)
unde NP=1 FIcirc=07FS=07CAF=042 vd= 012
0438B 005575 0118
1 07 07 042
0438 328 00788C 1378
30 012 07 07 042
05
2
c
0118 0118 314 1378D 1617m
1571
142 Icircnălţimea coloanei de absorbţie
Icircnălţimea coloanei de absorbţie echipată cu talere cu supape se calculează cu relaţia
c TR V bI N 1 s I I (117)
NTR ndash numărul de talere reale din coloană se calculează după calculul eficacităţii medii globale
Icircn lipsa datelor generale de eficacitate Em sau a unor relaţii care să icircnglobeze efectul tuturor
factorilor care influenţează eficacitatea talerelor se recomandă ca Em să se estimeze icircn jur de
15
s ndash distanţa icircntre talere se alege 06 m
16
Icircv ndash icircnălţimea de la ultimul taler la vacircrful coloanei se alege 1 m
Icircb ndash icircnălţimea de la baza coloanei la primul taler din bază se alege 15 m
TTTR
m
N 175N 11667 12
E 015 talere reale
cI 12 1 06 1 15 91 m
15 Calculul pierderilor de absorbant
La vacircrful coloanei de absorbţie au loc pierderi de absorbant datorită antrenărilor cu gaz
inert Aceste pierderi se calculează cu relaţia
c
i ii 1
p 1 c
i ii 1
K xL G
1 K x
(118)
pL - reprezintă debitul molar de absorbant (apă şi amină) pierdut pe la vacircrful coloanei de
absorbţie
1G - debitul de gaz purificat de la vacircrful coloanei de absorbţie kmolih
ix - fracţia molară a componentului i din amestecul absorbant
iK - constanta de echilibru a componentului i din amestecul absorbant la temperatura şi
presiunea de la vacircrful coloanei
Debitul molar de gaz purificat de la vacircrful coloanei de absorbţie precum şi fracţiile
molare ale apei şi MEA icircn amestecul absorbant sunt calculate anterior Constantele de echilibru
ale apei şi MEA icircn amestecul absorbant la temperatura şi presiunea de la vacircrful coloanei sunt
2
apa
5
a min
K 1182 10
K 70605 10
5 5
p 5 5
1182 10 09506 70605 10 00494L 393601 4474
1 1182 10 09506 70605 10 00494
kmolih
17
Funcţiile molare icircn faza vapori se calculează cu relaţia
i i iY K x (119)
2
apay 1182 10 09506 00112 fracţii molare
5
aminay 70605 10 00494 000000349 fracţii molare
Pierderile din fiecare component al absorbantului sărac se calculează cu relaţiile
apap p 1 apaL L G y (120)
a min ap p 1 a minaL L G y (121)
yapă yamină ndash fracţiile molare icircn fază vapori
apapL 4474 393601 00112 4458 kmolih
apapL 80244kg h 1925856 kgzi
a min apL 4474 393601 000000349 0001385 kmolh
a min apL 00857kg h 20569 kgzi
Pentru completarea pierderilor de absorbant schema tehnologică a instalaţiei de
eliminare a H2S va fi prevăzută cu vas de completare cu absorbant
18
2 PROIECTAREA TEHNOLOGICĂ A COLOANEI DE DESORBŢIE
Realizarea unui anumit grad de stripare a gazului acid din soluția de absorbant bogat ce
alimentează coloana de absorbție pentru un debit de abur de stripare dat un număr de talere sau
un strat de umplutură de o anumită icircnălțime Calculul acestora se face icircn funcție de numărul de
talere teoretice Pentru determinarea numărului de talere teoretice se aplică metoda grafică
simplificată iar datele de echilibru se obțin la temperaturi medii mari specifice operațiunii de
desorbție
Icircn practica industrială striparea gazelor acide (și icircn special a H2S) se face cu abur
indirect folosind un refierbător Aburul de stripare care părăsește coloana de vacircrf se condensează
și se reicircntoarce icircn coloană ca reflux
Fluxurile din coloana de stripare şi concentraţiile lor sunt cele simbolizate icircn figura 2
QC
QR
I
V yb
Lrsquox1
L x T0 0 B
TB
V y0 v vT
L x T0 n f
H S2
II
Figura 2 Fluxurile şi concentraţiile lor icircn coloana de stripare
19
Icircn figura 2 semnificaţia simbolurilor este
Lo- reprezintatilde fluxul absorbant kmolih
LR ndash refluxul concentrate icircn apatildekmolih
Xn ndash concentraţia H2S icircn absorbantul bogat kmoli H2S kmol MEA
Xo ndash concentraţia H2S icircn absorbantul sărac kmoli H2S kmol MEA
YB- ndash concentraţia H2S icircn abur la ieşirea din refierbatildetor kmol H2S kmol abur
Yv- ndash concentraţia H2S icircn abur la ieşirea din coloanatilde kmol H2S kmol abur
Algoritmul de calcul al coloanei de desorbție are următoarele etape
1 se determină temperatura la vacircrful coloanei se efectuează bilanțul termic pe coloană
și se calculează debitul de vapori de stripare precum și consumul de abur la
refierbător
2 se calculează temperatura medie pe coloana de desorbție și la această temperatură se
obțin datele de echilibru pentru sistemul solut-absorbant
3 se determină diametrul și icircnălțimea coloanei cu metodologia specifică tipului de
dispozitive de contactare (talere sau umplutură)
21 Bilanțul termic și regimul de temperaturi
Pentru determinarea temperaturii la vacircrful coloanei de desorbţie se pleacă de la faptul că icircn
condiţii de echilibru presiunea parţială a aburului (component majoritar la vacircrful coloanei) este egală cu
presiunea de vapori a apei Presiunea parţială a solutului ( H S2p ) este dată de legea lui Dalton
2
Tv
H S v abur apaP P y P (21)
unde PV reprezintă presiunea la vacircrful coloanei de desorbţie bar (din datele de proiectare)
20
TvapaP - presiunea de vapori a apei la temperatura de vacircrf
yabur - reprezintă fracţia molară de abur calculată cu relaţia (22)
Rabur R
R H S2
Ly
L G
(22)
LR ndash debitul de reflux calculat cu relaţia (23)
RR H S2
L R G (23)
R ndash raţia de reflux (din datele de proiectare)
RH S2
G - debitul de H2S absorbit kmoli
RL 3 33558 100674 kmolh 1812132kgh apă
abur
100674y 075
100674 33558
fracţii molare abur
TvH S apa2
p 12 075 09bar 750 675 mmHg P
Temperatura la vacircrf se calculează cu relaţia lui Antoine (24)
v
Tvapa
TC
BAlnP
(24)
unde
ABC reprezintă constantele lui Antoine pentru apă
ln v
v
381644675 183036 T 97 C
4613 T
Temperatura de intrare Tf a absorbantului bogat icircn coloană este egală cu temperatura
de ieşire după schimbul de căldură cu absorbantul sărac de la baza coloanei de desorbţie se alege
Tf =80ordmC
21
Temperatura medie pe coloană se calculează ca media aritmetică icircntre temperatura
din vacircrf şi temperatura din bază (din datele de proiectare)
0B Vm
T T 115 97T 106 C
2 2
Presiunea medie se calculează ca medie aritmetică icircntre presiunea din vacircrf şi
presiunea din bază (din datele de proiectare)
B Vm
P P 12 14P 13bar
2 2
Pentru stabilirea sarcinii termice a refierbătorului respectiv consumul de abur VB se
efectuează un bilanţ termic pe coloana de desorbţie conform conturului I din figura 2
T TT T T TR RV Vf f R B0s H S R B 0 H S 0sL H S L V H S L2 2os 2 R o 2 os
L h G h L h Q V H G H L h (25)
unde
f
os
T
Lh - entalpia soluţiei de absorbant la temperatura Tf kJk
0V - debitul de vapori de apă de la vacircrful coloanei kgh
V
o
T
VH - entalpia vaporilor de apă la temperatura TV kJkg
RL - debitul de reflux (apă) (V0=LR) kgh
R
R
T
Lh - entalpia refluxului la temperatura TR kJkg
B
os
T
Lh - entalpia soluţiei de absorbant la temperatura din refierbător kJkg
22
Relaţia (25) se poate scrie ţinacircnd seama de căldurile specifice
)TT(cL)hh(L fBp0T
L
T
L0S0LS
f
S0
B
S0S
(26)
Neglijacircnd diferenţa de temperaturi (Tv-Tf) se poate scrie
T TR R V fH S R H S H S H S2 2 2 2
G H G (H h ) (27)
Ținacircnd cont de relațiile (26) și (27) relația (25) devine
T T RV R
B 0 p B f 0 H S RV LS L0 20 RSQ L c (T T ) V (H h ) G H (28)
Se calculează sarcina termică a refierbătorului cu relația (28)
V
0
T
VH - entalpia vaporilor de apă la temperatura TV=97ordmC s-a citit din tabele din literatură kJkg
V
0
T
VH 26715 kJ kg
R
R
T
Lh - entalpia refluxului la temperatura TR=60ordmC s-a citit din tabele din literatură kJkg
R
R
T
Lh = 2511 kJkg
pLos
c -se citeşte din grafice din literatură icircn funcţie de temperatura medie aritmetică icircntre TB şi
TR şi concentraţia soluţiei de MEA
0
pLos
c 41kJ kg C
RH se citeşte din tabele din literatură icircn funcţie de tipul absorbantului
RH = 1910 kJkg
Debitele masice ale fluxurilor implicate s-au calculat anterior
BQ 24845433 41 115 80 1812132 26715 2511 1140972 1910 1013066045kJ h
23
Cunoscacircnd sarcina refierbătorului se poate calcula debitul de vapori VB
B
TV
BB
l
QV (29)
unde
BTVl reprezintă căldura latentă de vaporizare a lichidului din refierbător icircn kJkg şi se calculează
cu relaţia (210)
)y1(lyll BBBT
aminaTapa
TV (210)
BTapal - căldura latentă de vaporizare a apei la temperatura TB kJkg
BT
a minal - căldura latentă de vaporizare a aminei la temperatura TB kJkg
y ndash fracţia molară a apei icircn vaporii VB la echilibru cu soluţia apoasă de amină care se calculează
conform indicațiilor din literatură
Pentru a calcula debitul de vapori VB cu relația (29) se calculează BT
Vl cu relația (210)
Fracția molară a apei icircn vaporii VB la echilibru cu soluția apoasă de amină se determină astfel
pentru o soluţie care conţine 15 masa amină şi 85 masă apă se citeşte din grafice din
literatură compoziţia apei icircn fază vapori şi se obţine 99 masă se transformă compoziţia fazei
vapori din masă icircn fracţii molare şi se găseşte y=0997 fracţii molare apă
BT
Vl (27048 4867) 0997 892 (1 0997) 2214kJ kg
B
1013066045 4575727kg hV 254207kmol h
2214 18
Debitul de abur la refierbător GB se calculează consideracircnd că se foloseşte abur de 5
bar şi temperatura de 115ordmC
24
10130660454872618
27533 6742BG
kgh
22 Determinarea numărului de talere teoretice din coloana de desorbţie
Numărul de talere teoretice se determină prin metoda grafică simplificată bazată pe
curba de echilibru pentru sistemul H2S-MEA la temperatura și presiunea medie din coloană şi pe
dreapta de operare Curba de echilibru Y-X se calculează pornind de la valorile presiunii parţiale
H2S citite din grafice din literatură pentru diferite valori de X şi la temperatura medie pe coloana
de desorbţie Tm=106ordmC Rezultatele obținute sunt prezentate icircn tabelul 21
Tabel 21 Calculul curbei de echilibru pentru coloana de desorbţie
2XkmoliH S kmoliMEA 2H Sp bar
2H S my p p
2
Y y (l y)
kmoliH S kmolabur
X0=005 34 10 330770 10 3
BY 308 10
01 215 10 21154 10 21167 10
02 275 10 25770 10 26123 10
03 121 10 11615 10 11926 10
04 15 10 13846 10 16250 10
05 17 10 15385 10 1167
Xn=06 195 10 17308 10 2715
Dreapta de operare trece prin punctele definite de concentraţiile fluxurilor icircn contracurent
la extremităţile coloanei si anume punctul A (Xn Yf) şi punctul B (X1 Yb) Concentraţia Yf se
calculează cu relaţia (211)
25
R
RSH
fL
GY 2 (211)
f 2
33558Y 0333 kmol H S kmol abur
100674
Concentraţia Yb se citeşte din curba de echilibru X-Y la valoarea lui X0 = 005
kmoliH2SkmoliMEA Se obține Yb = 000308 kmoliH2Skmoli abur
Concentraţia X1 se stabileşte prin bilanţ material pe conturul II din figura 2
0B0
B1 XY
L
VX (212)
Concentraţia X1 se calculează cu relația (212)
1 2
245207X 000308 005 00624kmolH S kmolMEA
610153
Calculul lor se face cu ecuația dreptei de operare (213) dacircnd valorile lui X icircntre X1 și Xn
01 B
LY (X X ) Y
V (213)
Icircn relația (213) se va ține seama că icircn zona de stripare debitul de vapori scade liniar icircntre
BV și 0V S-a reprezentat ghrafic icircn anexa 3 variația liniară a debitului de vapori cu
concentrația X icircntre punctele de coordonate A (06100674) și B (00624 245207)
Din acest grafic se citesc valorile lui V pentru diferite valori ale lui X cuprinse icircntre X1 și
Xn și se introduc icircn ecuația dreptei de operare Rezultatele sunt prerzentate icircn tabelul 22
26
Tabel 22 Calculul curbei de operare pentru coloana de desorbţie
X
kmol H2S kmol MEA b1V
LYXXY 0
kmol H2S kmol abur
V(grafic hr millimetrica)
X1=00624 3
BY 308 10 245207
01 21314 10 234
02 24464 10 207
03 28499 10 181
04 11390 10 1545
05 12150 10 127
Xn=06 1
fY 333 10 100674
Se reprezintă icircn acelaşi grafic icircn coordonate Y-X atacirct curba de echilibru cacirct şi curba
de operare şi se duc orizontale şi verticale pornind de la punctul B la punctul A Numărul de
orizontale reprezintă necesarul de echilibre pentru absorbţia respectivă şi s-au obţinut 8 talere
teoretice (vezi graficul din Anexa 2)
23 Dimensionarea coloanei de desorbţie
231 Diametrul coloanei de desorbţie
Coloana de desorbţie este echipată tot cu talere cu supape de acelaşi tip ca la coloana de
absorbţie
Calculul diametrului se face atacirct icircn zona superioară cacirct şi icircn cea inferioară a coloanei de
desorbţie conform metodologiei Glitsch
Calculul diametrului icircn zona superioară
Sarcina maximă de vapori icircn zona superioară este
Rmax 0 H S2
V V G 100674 33558 134232kmoli h
Debitul maxim de lichid este
max RL L 100674 18 1812132kg h apă
27
Masa molară medie a vaporilor de la vacircrful coloanei de desorbţie se calculează cu relaţia
v H S f abur f2M M y M 1 y (214)
unde
ff
f
y 0333y 025
1 y 1 0333
fracţii molare H2S
VM 34025+18(1-025)=22 kgkmol
Densitatea vaporilor se calculează cu relaţia
vv
v
v
P M 12 220860
R T 0083 273 97
kg m
3
Debitul masic de vapori este
VG maxV V M 134232 22 2953104 kg h
Aplicacircnd legea generală a gazelor se calculează debitul volumic de vapori
max
134232 22V 0954
0860 3600
m
3 s
Densitatea soluţiei de absorbant este ρl = 975 kg m3 şi s-a citit din grafice din literatură la
temperatura Tf
Debitul maxim de vapori corectat se calculează cu relaţia (215)
05
vc
l v
V V
(215)
05
c
0860V 0954 00283
975 0860
m
3s
Debitul maxim de lichid la vacircrful coloanei este
nmax os
L L 26090139 kg h soluţie absorbant bogat
Se calculează debitul volumic de soluţie de absorbant bogat
26090139L 0446
60 975
m
3 min
Din grafice din literatură se citeşte CAF pentru ρv=0860 kgm3 şi s=06 m şi se obţine CAF=04
28
Se aplică următoarele relaţii
LB 005575
NP FI FS CAF
(216)
c
d
328VLC
30v FI FS CAF
(217)
05
2
c
B B 314CD
1571
(218)
unde NP=1 FIcirc=055 FS=07 vd= 005 ms CAF = 04
0446B 005575 0161
1 055 07 04
0446 328 00283C 0900
30 005 055 07 04
05
20161 0161 314 0900D 1586
1571
m
Calculul diametrului icircn zona inferioară
Sarcina maximă de vapori este
max BV V 245207kmol h 18 4413726 kgh
Debitul maxim de lichid este
1max os
L L 2494916 kgh soluţie absorbant sărac
Densitatea vaporilor se citeşte din literatură la temperatura din bază consideracircnd că
vaporii sunt alcătuiţi numai din abur ρv = 0965 kgm3
Se calculează debitul volumic de vapori
max
4413726V 1271
0965 3600
m
3s
Densitatea soluţiei de MEA 15 masă la temperatura de TB sbquo 1150C este
l 9404 kgm3
Se calculează debitul maxim de vapori corectat cu relaţia (215)
29
05
c
0965V 1271 00407
9404 0965
m
3s
Se calculează debitul volumic de soluţie de absorbant
2494916L 0442
9404 60
m
3 min
Din grafice din literatură se citeşte CAF pentru ρv = 0965 kgm3 şi s= 06m şi se obţine
CAF = 041
Se aplică relaţiile 216217218
0442B 005575 0156
1 055 07 041
0442 328 00407C 1140
30 005 055 07 041
05
20156 0156 314 1140Dc 1752
1571
m
Deoarece diferenţa icircntre diametrul zonei superioare şi cel al zonei inferioare nu este mai
mare de 02 m icircntreaga coloană se construieşte cu diametrul zonei inferioare
232 Icircnălţimea coloanei de desorbţie
Icircnălţimea coloanei de desorbţie se calculează cu relaţia (219)
c TR v bI N 1 s I I (219)
Eficacitatea medie globală se estimează ca fiind 25 Numărul real de talere din coloană se
calculează cu relaţia
TTTR
m
N 8N 32
E 025 talere reale
cI 32 1 06 1 15 211 m
30
24 Determinarea necesarului de agenți termici din instalație
241 Calculul schimbului termic absorbant sărac-absorbant bogat
Deoarece absorbantul sărac iese din refierbătorul de la baza coloanei de fracționare ca
lichid la punct de fierbere cu temperatura Tb= 1150C şi trebuie să intre pe la vacircrful coloanei de
absorbţie cu temperatura T0=300C se impune ca acest flux termic să fie valorificat pentru a
realiza schimbul de căldură cu absorbantul bogat care iese de la baza coloanei de absorbţie cu
temperatura Tn = 500C şi care trebuie să intre ca flux de alimentare icircn coloana de stripare la
temperatura de Tf = 800C
Temperatura Tx cu care iese absorbantul sărac din schimbul de căldură se şi apoi se
verifică prin bilanţ termic icircn jurul schimbătorului de căldură 3 din schema din anexa 4
T T Tn nb n xo 0 0 LL L Ls n 0o n 0ss s00
L h L h L h L h (220)
Deoarece icircn literatură nu există date de entalpii pentru soluţiile de amine ci numai date
de călduri specifice putem scrie următoarele relaţii
TTb x0 L 0 p b xLs 0 s0s Ls 0
L h h L c T T (221)
T Tn nf n0 0 p f nL LS 0 n Ln 0 0
L h h L c T T
(222)
Ținacircnd cont de relațiile (221) și (222) relația(220) se poate scrie
n0 p f n 0 p b xsL L0 0
L c T T L c T T (223)
unde 0sL - debitul soluţiei de absorbant sărac kgh
n0L - debitul de absorbant bogat kgh
pL0
c - căldura specifică medie a soluţiei de absorbant bogat respectiv sărac kJkg
0C se citeşte din grafice din literatură la temperatura medie a temperaturilor respective
Temperatura cu care iese absorbantul regenerat din schimbul de căldură se presupune ca fiind
0
XT 85 C și se verifică cu relația (223)
31
026090139 395 (80 50) 2494916 41(115 Tx) Tx 84776 C
Temperatura 0
XT 85 C presupusă s-a verificat deoarece relația (223) s-a verificat icircn
limita unei erori impuse (lt2)
242 Determinarea necesarului de apă de răcire la răcitorul suplimentar
Conform schemei tehnologice icircn instalaţie există un răcitor suplimentar al fluxului de
absorbant sărac cu rolul de a răci absorbantul sărac de la temperatura Tx la temperatura T0
Pentru calculul debitului de apă de răcire la răcitorul suplimentar se scrie relația (224) de
bilanț termic icircn jurul schimbătorului de căldură 2 din schema din Anexa 4
TT TT 0x eiapa apa 0 apa apa 0L Ls0 0s s
G h L h G h L h (224)
Din relaţia (224) se obține că
0 p x 0s L0apa T Te i
apa apa
L c T T
Gh h
(225)
unde T Te iapa apah h reprezintă entalpiile apei de răcire la temperatura de intrare respectiv de ieşire
icircn kJkg
Gapa ndash reprezintă debitul de apă de răcire kgh
pL0
c - reprezintă căldura specifică medie a soluţiei de absorbant sărac hJkg0C
Se citeşte din grafice din literatură la temperatura medie aritmetică a temperaturilor
respective
0575 Cp
L0
c 399 kJkg0C
Consideracircnd că apa intră cu temperatura de 280C şi iese cu 40
0C necesarul de apă de
răcire la răcitorul suplimentar se calculează cu relația (225)
apa
2494916 399 85 30G 109152575
1675 11734
kgh
32
243 Determinarea necesarului de abur saturat la refierbător
Cunoscacircnd sarcina refierbătorului coloanei de stripare se poate calcula și debitul de abur
la refierbător GB
BB T Ti e
apaabur
QG
H h
(226)
unde T Ti e
apaaburH h - reprezintă entalpia aburului apei la intrarea ieşirea icircn refierbător kJkg
care se citeşte din tabele din literatură
Consideracircnd că se foloseşte abur de 6 bar şi temperatura de 1600C debitul de abur la
refierbător GB se calculează cu relația (226)
B
1013066045G 4872618
27533 6742
kgh
33
3 AUTOMATIZAREA INSTALAŢIEI DE ELIMINARE A
HIDROGENULUI SULFURAT
Prin automatizarea instalaţiei de eliminare a H2S prin absorbţie icircn soluţie apoasă de MEA
icircn cadrul acestui proiect se icircnţelege
- implementarea structurilor de reglare a parametrilor de regim pe cele două coloane
o presiune la coloana de absorbţie
o presiune şi temperatură la coloana de desorbţie
- implementarea structurilor de reglare a debitelor
o fluxului de gaz bogat la intrarea icircn coloana de absorbţie
o fluxului de absorbant sărac la intrarea icircn coloana de absorbţie
o fluxului de absorbant bogat la intrarea icircn coloana de desorbţie
- implementarea structurilor de reglare a nivelului
o la baza coloanei de absorbţie
o la baza coloanei de desorbţie
o icircn vasul de reflux
34
BIBLIOGRAFIE
1 PROII Reference Manual
2 Marinoiu V Paraschiv N Automatizarea proceselor chimice vol 2 Editura Tehnică
1992
3 Reid RC Prausnitz JMPolingB The Properties of Gases and Liquids vol2
4 Robu V I Procese şi Aparate de Separare icircn Industria Petrolului şi Petrochimie Editura
Didactică şi Pedagogică Bucureşti 1968 pg 398
5 Şomoghi V şa Proprietăţi fizice utilizate icircn calcule termice şi fluidodinamice UPG
Ploieşti 1997
6 Strătulă C Fracţionarea Principii şi Metode de Calcul Ed Tehnică Bucureşti 1986
7 Strătulă C Purificarea gazelor Editura Ştiinţifică şi Enciclopedică Bucureşti
1984pg83131141143-148158161175-177179192255-258321-
327442451-452447-448
8 Suciu G C (coordonator) Ingineria prelucrării hidrocarburilor vol3 editura Tehnică
Bucureşti 1987 pg163
9 Suciu G C (coordonator) Ingineria prelucrării hidrocarburilor vol1 editura Tehnică
Bucureşti 1977
10 Taran C Strătulă C Procedee difuzionale de separare vol 12 IPG Ploieşti 1979
35
Anexe
Anexa 1 Determinarea numărului de talere teoretice prin metoda grafică pentru coloana
de absorbţie a H2S icircn soluţii apoase de MEA
36
Anexa 2 Determinarea numărului de talere teoretice prin metoda grafică pentru coloana
de desorbţie a H2S din soluţii apoase de MEA
37
Anexa 3 Variaţia debitului de abur de-a lungul coloanei de desorbţie
38
Anexa 4 Schema tehnologică de eliminare a H2S
39
Anexa 5 Schema automatizată a instalaţiei de eliminare a H2S
40
Anexa 6 Schema tehnologica a instalatiei clasice de eliminare a gazelor acide prin
absorbtie in solutii apoase se amine
1-coloana de absorbtie
2-racitor
3-schimbator de caldura intre solutia bogata si solutia saraca de amina
4-coloana de desorbtie
5-refierbator
6-condensator
7-vas de reflux
8-vas de completare cu absorbant
15
Se aplică următoarele relaţii
LB 005575
NP FI FS CAF
(114)
C
d
328VLC
30 v FI FS CAF
(115)
05
2
c
B B 314CD
1571
(116)
unde NP=1 FIcirc=07FS=07CAF=042 vd= 012
0438B 005575 0118
1 07 07 042
0438 328 00788C 1378
30 012 07 07 042
05
2
c
0118 0118 314 1378D 1617m
1571
142 Icircnălţimea coloanei de absorbţie
Icircnălţimea coloanei de absorbţie echipată cu talere cu supape se calculează cu relaţia
c TR V bI N 1 s I I (117)
NTR ndash numărul de talere reale din coloană se calculează după calculul eficacităţii medii globale
Icircn lipsa datelor generale de eficacitate Em sau a unor relaţii care să icircnglobeze efectul tuturor
factorilor care influenţează eficacitatea talerelor se recomandă ca Em să se estimeze icircn jur de
15
s ndash distanţa icircntre talere se alege 06 m
16
Icircv ndash icircnălţimea de la ultimul taler la vacircrful coloanei se alege 1 m
Icircb ndash icircnălţimea de la baza coloanei la primul taler din bază se alege 15 m
TTTR
m
N 175N 11667 12
E 015 talere reale
cI 12 1 06 1 15 91 m
15 Calculul pierderilor de absorbant
La vacircrful coloanei de absorbţie au loc pierderi de absorbant datorită antrenărilor cu gaz
inert Aceste pierderi se calculează cu relaţia
c
i ii 1
p 1 c
i ii 1
K xL G
1 K x
(118)
pL - reprezintă debitul molar de absorbant (apă şi amină) pierdut pe la vacircrful coloanei de
absorbţie
1G - debitul de gaz purificat de la vacircrful coloanei de absorbţie kmolih
ix - fracţia molară a componentului i din amestecul absorbant
iK - constanta de echilibru a componentului i din amestecul absorbant la temperatura şi
presiunea de la vacircrful coloanei
Debitul molar de gaz purificat de la vacircrful coloanei de absorbţie precum şi fracţiile
molare ale apei şi MEA icircn amestecul absorbant sunt calculate anterior Constantele de echilibru
ale apei şi MEA icircn amestecul absorbant la temperatura şi presiunea de la vacircrful coloanei sunt
2
apa
5
a min
K 1182 10
K 70605 10
5 5
p 5 5
1182 10 09506 70605 10 00494L 393601 4474
1 1182 10 09506 70605 10 00494
kmolih
17
Funcţiile molare icircn faza vapori se calculează cu relaţia
i i iY K x (119)
2
apay 1182 10 09506 00112 fracţii molare
5
aminay 70605 10 00494 000000349 fracţii molare
Pierderile din fiecare component al absorbantului sărac se calculează cu relaţiile
apap p 1 apaL L G y (120)
a min ap p 1 a minaL L G y (121)
yapă yamină ndash fracţiile molare icircn fază vapori
apapL 4474 393601 00112 4458 kmolih
apapL 80244kg h 1925856 kgzi
a min apL 4474 393601 000000349 0001385 kmolh
a min apL 00857kg h 20569 kgzi
Pentru completarea pierderilor de absorbant schema tehnologică a instalaţiei de
eliminare a H2S va fi prevăzută cu vas de completare cu absorbant
18
2 PROIECTAREA TEHNOLOGICĂ A COLOANEI DE DESORBŢIE
Realizarea unui anumit grad de stripare a gazului acid din soluția de absorbant bogat ce
alimentează coloana de absorbție pentru un debit de abur de stripare dat un număr de talere sau
un strat de umplutură de o anumită icircnălțime Calculul acestora se face icircn funcție de numărul de
talere teoretice Pentru determinarea numărului de talere teoretice se aplică metoda grafică
simplificată iar datele de echilibru se obțin la temperaturi medii mari specifice operațiunii de
desorbție
Icircn practica industrială striparea gazelor acide (și icircn special a H2S) se face cu abur
indirect folosind un refierbător Aburul de stripare care părăsește coloana de vacircrf se condensează
și se reicircntoarce icircn coloană ca reflux
Fluxurile din coloana de stripare şi concentraţiile lor sunt cele simbolizate icircn figura 2
QC
QR
I
V yb
Lrsquox1
L x T0 0 B
TB
V y0 v vT
L x T0 n f
H S2
II
Figura 2 Fluxurile şi concentraţiile lor icircn coloana de stripare
19
Icircn figura 2 semnificaţia simbolurilor este
Lo- reprezintatilde fluxul absorbant kmolih
LR ndash refluxul concentrate icircn apatildekmolih
Xn ndash concentraţia H2S icircn absorbantul bogat kmoli H2S kmol MEA
Xo ndash concentraţia H2S icircn absorbantul sărac kmoli H2S kmol MEA
YB- ndash concentraţia H2S icircn abur la ieşirea din refierbatildetor kmol H2S kmol abur
Yv- ndash concentraţia H2S icircn abur la ieşirea din coloanatilde kmol H2S kmol abur
Algoritmul de calcul al coloanei de desorbție are următoarele etape
1 se determină temperatura la vacircrful coloanei se efectuează bilanțul termic pe coloană
și se calculează debitul de vapori de stripare precum și consumul de abur la
refierbător
2 se calculează temperatura medie pe coloana de desorbție și la această temperatură se
obțin datele de echilibru pentru sistemul solut-absorbant
3 se determină diametrul și icircnălțimea coloanei cu metodologia specifică tipului de
dispozitive de contactare (talere sau umplutură)
21 Bilanțul termic și regimul de temperaturi
Pentru determinarea temperaturii la vacircrful coloanei de desorbţie se pleacă de la faptul că icircn
condiţii de echilibru presiunea parţială a aburului (component majoritar la vacircrful coloanei) este egală cu
presiunea de vapori a apei Presiunea parţială a solutului ( H S2p ) este dată de legea lui Dalton
2
Tv
H S v abur apaP P y P (21)
unde PV reprezintă presiunea la vacircrful coloanei de desorbţie bar (din datele de proiectare)
20
TvapaP - presiunea de vapori a apei la temperatura de vacircrf
yabur - reprezintă fracţia molară de abur calculată cu relaţia (22)
Rabur R
R H S2
Ly
L G
(22)
LR ndash debitul de reflux calculat cu relaţia (23)
RR H S2
L R G (23)
R ndash raţia de reflux (din datele de proiectare)
RH S2
G - debitul de H2S absorbit kmoli
RL 3 33558 100674 kmolh 1812132kgh apă
abur
100674y 075
100674 33558
fracţii molare abur
TvH S apa2
p 12 075 09bar 750 675 mmHg P
Temperatura la vacircrf se calculează cu relaţia lui Antoine (24)
v
Tvapa
TC
BAlnP
(24)
unde
ABC reprezintă constantele lui Antoine pentru apă
ln v
v
381644675 183036 T 97 C
4613 T
Temperatura de intrare Tf a absorbantului bogat icircn coloană este egală cu temperatura
de ieşire după schimbul de căldură cu absorbantul sărac de la baza coloanei de desorbţie se alege
Tf =80ordmC
21
Temperatura medie pe coloană se calculează ca media aritmetică icircntre temperatura
din vacircrf şi temperatura din bază (din datele de proiectare)
0B Vm
T T 115 97T 106 C
2 2
Presiunea medie se calculează ca medie aritmetică icircntre presiunea din vacircrf şi
presiunea din bază (din datele de proiectare)
B Vm
P P 12 14P 13bar
2 2
Pentru stabilirea sarcinii termice a refierbătorului respectiv consumul de abur VB se
efectuează un bilanţ termic pe coloana de desorbţie conform conturului I din figura 2
T TT T T TR RV Vf f R B0s H S R B 0 H S 0sL H S L V H S L2 2os 2 R o 2 os
L h G h L h Q V H G H L h (25)
unde
f
os
T
Lh - entalpia soluţiei de absorbant la temperatura Tf kJk
0V - debitul de vapori de apă de la vacircrful coloanei kgh
V
o
T
VH - entalpia vaporilor de apă la temperatura TV kJkg
RL - debitul de reflux (apă) (V0=LR) kgh
R
R
T
Lh - entalpia refluxului la temperatura TR kJkg
B
os
T
Lh - entalpia soluţiei de absorbant la temperatura din refierbător kJkg
22
Relaţia (25) se poate scrie ţinacircnd seama de căldurile specifice
)TT(cL)hh(L fBp0T
L
T
L0S0LS
f
S0
B
S0S
(26)
Neglijacircnd diferenţa de temperaturi (Tv-Tf) se poate scrie
T TR R V fH S R H S H S H S2 2 2 2
G H G (H h ) (27)
Ținacircnd cont de relațiile (26) și (27) relația (25) devine
T T RV R
B 0 p B f 0 H S RV LS L0 20 RSQ L c (T T ) V (H h ) G H (28)
Se calculează sarcina termică a refierbătorului cu relația (28)
V
0
T
VH - entalpia vaporilor de apă la temperatura TV=97ordmC s-a citit din tabele din literatură kJkg
V
0
T
VH 26715 kJ kg
R
R
T
Lh - entalpia refluxului la temperatura TR=60ordmC s-a citit din tabele din literatură kJkg
R
R
T
Lh = 2511 kJkg
pLos
c -se citeşte din grafice din literatură icircn funcţie de temperatura medie aritmetică icircntre TB şi
TR şi concentraţia soluţiei de MEA
0
pLos
c 41kJ kg C
RH se citeşte din tabele din literatură icircn funcţie de tipul absorbantului
RH = 1910 kJkg
Debitele masice ale fluxurilor implicate s-au calculat anterior
BQ 24845433 41 115 80 1812132 26715 2511 1140972 1910 1013066045kJ h
23
Cunoscacircnd sarcina refierbătorului se poate calcula debitul de vapori VB
B
TV
BB
l
QV (29)
unde
BTVl reprezintă căldura latentă de vaporizare a lichidului din refierbător icircn kJkg şi se calculează
cu relaţia (210)
)y1(lyll BBBT
aminaTapa
TV (210)
BTapal - căldura latentă de vaporizare a apei la temperatura TB kJkg
BT
a minal - căldura latentă de vaporizare a aminei la temperatura TB kJkg
y ndash fracţia molară a apei icircn vaporii VB la echilibru cu soluţia apoasă de amină care se calculează
conform indicațiilor din literatură
Pentru a calcula debitul de vapori VB cu relația (29) se calculează BT
Vl cu relația (210)
Fracția molară a apei icircn vaporii VB la echilibru cu soluția apoasă de amină se determină astfel
pentru o soluţie care conţine 15 masa amină şi 85 masă apă se citeşte din grafice din
literatură compoziţia apei icircn fază vapori şi se obţine 99 masă se transformă compoziţia fazei
vapori din masă icircn fracţii molare şi se găseşte y=0997 fracţii molare apă
BT
Vl (27048 4867) 0997 892 (1 0997) 2214kJ kg
B
1013066045 4575727kg hV 254207kmol h
2214 18
Debitul de abur la refierbător GB se calculează consideracircnd că se foloseşte abur de 5
bar şi temperatura de 115ordmC
24
10130660454872618
27533 6742BG
kgh
22 Determinarea numărului de talere teoretice din coloana de desorbţie
Numărul de talere teoretice se determină prin metoda grafică simplificată bazată pe
curba de echilibru pentru sistemul H2S-MEA la temperatura și presiunea medie din coloană şi pe
dreapta de operare Curba de echilibru Y-X se calculează pornind de la valorile presiunii parţiale
H2S citite din grafice din literatură pentru diferite valori de X şi la temperatura medie pe coloana
de desorbţie Tm=106ordmC Rezultatele obținute sunt prezentate icircn tabelul 21
Tabel 21 Calculul curbei de echilibru pentru coloana de desorbţie
2XkmoliH S kmoliMEA 2H Sp bar
2H S my p p
2
Y y (l y)
kmoliH S kmolabur
X0=005 34 10 330770 10 3
BY 308 10
01 215 10 21154 10 21167 10
02 275 10 25770 10 26123 10
03 121 10 11615 10 11926 10
04 15 10 13846 10 16250 10
05 17 10 15385 10 1167
Xn=06 195 10 17308 10 2715
Dreapta de operare trece prin punctele definite de concentraţiile fluxurilor icircn contracurent
la extremităţile coloanei si anume punctul A (Xn Yf) şi punctul B (X1 Yb) Concentraţia Yf se
calculează cu relaţia (211)
25
R
RSH
fL
GY 2 (211)
f 2
33558Y 0333 kmol H S kmol abur
100674
Concentraţia Yb se citeşte din curba de echilibru X-Y la valoarea lui X0 = 005
kmoliH2SkmoliMEA Se obține Yb = 000308 kmoliH2Skmoli abur
Concentraţia X1 se stabileşte prin bilanţ material pe conturul II din figura 2
0B0
B1 XY
L
VX (212)
Concentraţia X1 se calculează cu relația (212)
1 2
245207X 000308 005 00624kmolH S kmolMEA
610153
Calculul lor se face cu ecuația dreptei de operare (213) dacircnd valorile lui X icircntre X1 și Xn
01 B
LY (X X ) Y
V (213)
Icircn relația (213) se va ține seama că icircn zona de stripare debitul de vapori scade liniar icircntre
BV și 0V S-a reprezentat ghrafic icircn anexa 3 variația liniară a debitului de vapori cu
concentrația X icircntre punctele de coordonate A (06100674) și B (00624 245207)
Din acest grafic se citesc valorile lui V pentru diferite valori ale lui X cuprinse icircntre X1 și
Xn și se introduc icircn ecuația dreptei de operare Rezultatele sunt prerzentate icircn tabelul 22
26
Tabel 22 Calculul curbei de operare pentru coloana de desorbţie
X
kmol H2S kmol MEA b1V
LYXXY 0
kmol H2S kmol abur
V(grafic hr millimetrica)
X1=00624 3
BY 308 10 245207
01 21314 10 234
02 24464 10 207
03 28499 10 181
04 11390 10 1545
05 12150 10 127
Xn=06 1
fY 333 10 100674
Se reprezintă icircn acelaşi grafic icircn coordonate Y-X atacirct curba de echilibru cacirct şi curba
de operare şi se duc orizontale şi verticale pornind de la punctul B la punctul A Numărul de
orizontale reprezintă necesarul de echilibre pentru absorbţia respectivă şi s-au obţinut 8 talere
teoretice (vezi graficul din Anexa 2)
23 Dimensionarea coloanei de desorbţie
231 Diametrul coloanei de desorbţie
Coloana de desorbţie este echipată tot cu talere cu supape de acelaşi tip ca la coloana de
absorbţie
Calculul diametrului se face atacirct icircn zona superioară cacirct şi icircn cea inferioară a coloanei de
desorbţie conform metodologiei Glitsch
Calculul diametrului icircn zona superioară
Sarcina maximă de vapori icircn zona superioară este
Rmax 0 H S2
V V G 100674 33558 134232kmoli h
Debitul maxim de lichid este
max RL L 100674 18 1812132kg h apă
27
Masa molară medie a vaporilor de la vacircrful coloanei de desorbţie se calculează cu relaţia
v H S f abur f2M M y M 1 y (214)
unde
ff
f
y 0333y 025
1 y 1 0333
fracţii molare H2S
VM 34025+18(1-025)=22 kgkmol
Densitatea vaporilor se calculează cu relaţia
vv
v
v
P M 12 220860
R T 0083 273 97
kg m
3
Debitul masic de vapori este
VG maxV V M 134232 22 2953104 kg h
Aplicacircnd legea generală a gazelor se calculează debitul volumic de vapori
max
134232 22V 0954
0860 3600
m
3 s
Densitatea soluţiei de absorbant este ρl = 975 kg m3 şi s-a citit din grafice din literatură la
temperatura Tf
Debitul maxim de vapori corectat se calculează cu relaţia (215)
05
vc
l v
V V
(215)
05
c
0860V 0954 00283
975 0860
m
3s
Debitul maxim de lichid la vacircrful coloanei este
nmax os
L L 26090139 kg h soluţie absorbant bogat
Se calculează debitul volumic de soluţie de absorbant bogat
26090139L 0446
60 975
m
3 min
Din grafice din literatură se citeşte CAF pentru ρv=0860 kgm3 şi s=06 m şi se obţine CAF=04
28
Se aplică următoarele relaţii
LB 005575
NP FI FS CAF
(216)
c
d
328VLC
30v FI FS CAF
(217)
05
2
c
B B 314CD
1571
(218)
unde NP=1 FIcirc=055 FS=07 vd= 005 ms CAF = 04
0446B 005575 0161
1 055 07 04
0446 328 00283C 0900
30 005 055 07 04
05
20161 0161 314 0900D 1586
1571
m
Calculul diametrului icircn zona inferioară
Sarcina maximă de vapori este
max BV V 245207kmol h 18 4413726 kgh
Debitul maxim de lichid este
1max os
L L 2494916 kgh soluţie absorbant sărac
Densitatea vaporilor se citeşte din literatură la temperatura din bază consideracircnd că
vaporii sunt alcătuiţi numai din abur ρv = 0965 kgm3
Se calculează debitul volumic de vapori
max
4413726V 1271
0965 3600
m
3s
Densitatea soluţiei de MEA 15 masă la temperatura de TB sbquo 1150C este
l 9404 kgm3
Se calculează debitul maxim de vapori corectat cu relaţia (215)
29
05
c
0965V 1271 00407
9404 0965
m
3s
Se calculează debitul volumic de soluţie de absorbant
2494916L 0442
9404 60
m
3 min
Din grafice din literatură se citeşte CAF pentru ρv = 0965 kgm3 şi s= 06m şi se obţine
CAF = 041
Se aplică relaţiile 216217218
0442B 005575 0156
1 055 07 041
0442 328 00407C 1140
30 005 055 07 041
05
20156 0156 314 1140Dc 1752
1571
m
Deoarece diferenţa icircntre diametrul zonei superioare şi cel al zonei inferioare nu este mai
mare de 02 m icircntreaga coloană se construieşte cu diametrul zonei inferioare
232 Icircnălţimea coloanei de desorbţie
Icircnălţimea coloanei de desorbţie se calculează cu relaţia (219)
c TR v bI N 1 s I I (219)
Eficacitatea medie globală se estimează ca fiind 25 Numărul real de talere din coloană se
calculează cu relaţia
TTTR
m
N 8N 32
E 025 talere reale
cI 32 1 06 1 15 211 m
30
24 Determinarea necesarului de agenți termici din instalație
241 Calculul schimbului termic absorbant sărac-absorbant bogat
Deoarece absorbantul sărac iese din refierbătorul de la baza coloanei de fracționare ca
lichid la punct de fierbere cu temperatura Tb= 1150C şi trebuie să intre pe la vacircrful coloanei de
absorbţie cu temperatura T0=300C se impune ca acest flux termic să fie valorificat pentru a
realiza schimbul de căldură cu absorbantul bogat care iese de la baza coloanei de absorbţie cu
temperatura Tn = 500C şi care trebuie să intre ca flux de alimentare icircn coloana de stripare la
temperatura de Tf = 800C
Temperatura Tx cu care iese absorbantul sărac din schimbul de căldură se şi apoi se
verifică prin bilanţ termic icircn jurul schimbătorului de căldură 3 din schema din anexa 4
T T Tn nb n xo 0 0 LL L Ls n 0o n 0ss s00
L h L h L h L h (220)
Deoarece icircn literatură nu există date de entalpii pentru soluţiile de amine ci numai date
de călduri specifice putem scrie următoarele relaţii
TTb x0 L 0 p b xLs 0 s0s Ls 0
L h h L c T T (221)
T Tn nf n0 0 p f nL LS 0 n Ln 0 0
L h h L c T T
(222)
Ținacircnd cont de relațiile (221) și (222) relația(220) se poate scrie
n0 p f n 0 p b xsL L0 0
L c T T L c T T (223)
unde 0sL - debitul soluţiei de absorbant sărac kgh
n0L - debitul de absorbant bogat kgh
pL0
c - căldura specifică medie a soluţiei de absorbant bogat respectiv sărac kJkg
0C se citeşte din grafice din literatură la temperatura medie a temperaturilor respective
Temperatura cu care iese absorbantul regenerat din schimbul de căldură se presupune ca fiind
0
XT 85 C și se verifică cu relația (223)
31
026090139 395 (80 50) 2494916 41(115 Tx) Tx 84776 C
Temperatura 0
XT 85 C presupusă s-a verificat deoarece relația (223) s-a verificat icircn
limita unei erori impuse (lt2)
242 Determinarea necesarului de apă de răcire la răcitorul suplimentar
Conform schemei tehnologice icircn instalaţie există un răcitor suplimentar al fluxului de
absorbant sărac cu rolul de a răci absorbantul sărac de la temperatura Tx la temperatura T0
Pentru calculul debitului de apă de răcire la răcitorul suplimentar se scrie relația (224) de
bilanț termic icircn jurul schimbătorului de căldură 2 din schema din Anexa 4
TT TT 0x eiapa apa 0 apa apa 0L Ls0 0s s
G h L h G h L h (224)
Din relaţia (224) se obține că
0 p x 0s L0apa T Te i
apa apa
L c T T
Gh h
(225)
unde T Te iapa apah h reprezintă entalpiile apei de răcire la temperatura de intrare respectiv de ieşire
icircn kJkg
Gapa ndash reprezintă debitul de apă de răcire kgh
pL0
c - reprezintă căldura specifică medie a soluţiei de absorbant sărac hJkg0C
Se citeşte din grafice din literatură la temperatura medie aritmetică a temperaturilor
respective
0575 Cp
L0
c 399 kJkg0C
Consideracircnd că apa intră cu temperatura de 280C şi iese cu 40
0C necesarul de apă de
răcire la răcitorul suplimentar se calculează cu relația (225)
apa
2494916 399 85 30G 109152575
1675 11734
kgh
32
243 Determinarea necesarului de abur saturat la refierbător
Cunoscacircnd sarcina refierbătorului coloanei de stripare se poate calcula și debitul de abur
la refierbător GB
BB T Ti e
apaabur
QG
H h
(226)
unde T Ti e
apaaburH h - reprezintă entalpia aburului apei la intrarea ieşirea icircn refierbător kJkg
care se citeşte din tabele din literatură
Consideracircnd că se foloseşte abur de 6 bar şi temperatura de 1600C debitul de abur la
refierbător GB se calculează cu relația (226)
B
1013066045G 4872618
27533 6742
kgh
33
3 AUTOMATIZAREA INSTALAŢIEI DE ELIMINARE A
HIDROGENULUI SULFURAT
Prin automatizarea instalaţiei de eliminare a H2S prin absorbţie icircn soluţie apoasă de MEA
icircn cadrul acestui proiect se icircnţelege
- implementarea structurilor de reglare a parametrilor de regim pe cele două coloane
o presiune la coloana de absorbţie
o presiune şi temperatură la coloana de desorbţie
- implementarea structurilor de reglare a debitelor
o fluxului de gaz bogat la intrarea icircn coloana de absorbţie
o fluxului de absorbant sărac la intrarea icircn coloana de absorbţie
o fluxului de absorbant bogat la intrarea icircn coloana de desorbţie
- implementarea structurilor de reglare a nivelului
o la baza coloanei de absorbţie
o la baza coloanei de desorbţie
o icircn vasul de reflux
34
BIBLIOGRAFIE
1 PROII Reference Manual
2 Marinoiu V Paraschiv N Automatizarea proceselor chimice vol 2 Editura Tehnică
1992
3 Reid RC Prausnitz JMPolingB The Properties of Gases and Liquids vol2
4 Robu V I Procese şi Aparate de Separare icircn Industria Petrolului şi Petrochimie Editura
Didactică şi Pedagogică Bucureşti 1968 pg 398
5 Şomoghi V şa Proprietăţi fizice utilizate icircn calcule termice şi fluidodinamice UPG
Ploieşti 1997
6 Strătulă C Fracţionarea Principii şi Metode de Calcul Ed Tehnică Bucureşti 1986
7 Strătulă C Purificarea gazelor Editura Ştiinţifică şi Enciclopedică Bucureşti
1984pg83131141143-148158161175-177179192255-258321-
327442451-452447-448
8 Suciu G C (coordonator) Ingineria prelucrării hidrocarburilor vol3 editura Tehnică
Bucureşti 1987 pg163
9 Suciu G C (coordonator) Ingineria prelucrării hidrocarburilor vol1 editura Tehnică
Bucureşti 1977
10 Taran C Strătulă C Procedee difuzionale de separare vol 12 IPG Ploieşti 1979
35
Anexe
Anexa 1 Determinarea numărului de talere teoretice prin metoda grafică pentru coloana
de absorbţie a H2S icircn soluţii apoase de MEA
36
Anexa 2 Determinarea numărului de talere teoretice prin metoda grafică pentru coloana
de desorbţie a H2S din soluţii apoase de MEA
37
Anexa 3 Variaţia debitului de abur de-a lungul coloanei de desorbţie
38
Anexa 4 Schema tehnologică de eliminare a H2S
39
Anexa 5 Schema automatizată a instalaţiei de eliminare a H2S
40
Anexa 6 Schema tehnologica a instalatiei clasice de eliminare a gazelor acide prin
absorbtie in solutii apoase se amine
1-coloana de absorbtie
2-racitor
3-schimbator de caldura intre solutia bogata si solutia saraca de amina
4-coloana de desorbtie
5-refierbator
6-condensator
7-vas de reflux
8-vas de completare cu absorbant
16
Icircv ndash icircnălţimea de la ultimul taler la vacircrful coloanei se alege 1 m
Icircb ndash icircnălţimea de la baza coloanei la primul taler din bază se alege 15 m
TTTR
m
N 175N 11667 12
E 015 talere reale
cI 12 1 06 1 15 91 m
15 Calculul pierderilor de absorbant
La vacircrful coloanei de absorbţie au loc pierderi de absorbant datorită antrenărilor cu gaz
inert Aceste pierderi se calculează cu relaţia
c
i ii 1
p 1 c
i ii 1
K xL G
1 K x
(118)
pL - reprezintă debitul molar de absorbant (apă şi amină) pierdut pe la vacircrful coloanei de
absorbţie
1G - debitul de gaz purificat de la vacircrful coloanei de absorbţie kmolih
ix - fracţia molară a componentului i din amestecul absorbant
iK - constanta de echilibru a componentului i din amestecul absorbant la temperatura şi
presiunea de la vacircrful coloanei
Debitul molar de gaz purificat de la vacircrful coloanei de absorbţie precum şi fracţiile
molare ale apei şi MEA icircn amestecul absorbant sunt calculate anterior Constantele de echilibru
ale apei şi MEA icircn amestecul absorbant la temperatura şi presiunea de la vacircrful coloanei sunt
2
apa
5
a min
K 1182 10
K 70605 10
5 5
p 5 5
1182 10 09506 70605 10 00494L 393601 4474
1 1182 10 09506 70605 10 00494
kmolih
17
Funcţiile molare icircn faza vapori se calculează cu relaţia
i i iY K x (119)
2
apay 1182 10 09506 00112 fracţii molare
5
aminay 70605 10 00494 000000349 fracţii molare
Pierderile din fiecare component al absorbantului sărac se calculează cu relaţiile
apap p 1 apaL L G y (120)
a min ap p 1 a minaL L G y (121)
yapă yamină ndash fracţiile molare icircn fază vapori
apapL 4474 393601 00112 4458 kmolih
apapL 80244kg h 1925856 kgzi
a min apL 4474 393601 000000349 0001385 kmolh
a min apL 00857kg h 20569 kgzi
Pentru completarea pierderilor de absorbant schema tehnologică a instalaţiei de
eliminare a H2S va fi prevăzută cu vas de completare cu absorbant
18
2 PROIECTAREA TEHNOLOGICĂ A COLOANEI DE DESORBŢIE
Realizarea unui anumit grad de stripare a gazului acid din soluția de absorbant bogat ce
alimentează coloana de absorbție pentru un debit de abur de stripare dat un număr de talere sau
un strat de umplutură de o anumită icircnălțime Calculul acestora se face icircn funcție de numărul de
talere teoretice Pentru determinarea numărului de talere teoretice se aplică metoda grafică
simplificată iar datele de echilibru se obțin la temperaturi medii mari specifice operațiunii de
desorbție
Icircn practica industrială striparea gazelor acide (și icircn special a H2S) se face cu abur
indirect folosind un refierbător Aburul de stripare care părăsește coloana de vacircrf se condensează
și se reicircntoarce icircn coloană ca reflux
Fluxurile din coloana de stripare şi concentraţiile lor sunt cele simbolizate icircn figura 2
QC
QR
I
V yb
Lrsquox1
L x T0 0 B
TB
V y0 v vT
L x T0 n f
H S2
II
Figura 2 Fluxurile şi concentraţiile lor icircn coloana de stripare
19
Icircn figura 2 semnificaţia simbolurilor este
Lo- reprezintatilde fluxul absorbant kmolih
LR ndash refluxul concentrate icircn apatildekmolih
Xn ndash concentraţia H2S icircn absorbantul bogat kmoli H2S kmol MEA
Xo ndash concentraţia H2S icircn absorbantul sărac kmoli H2S kmol MEA
YB- ndash concentraţia H2S icircn abur la ieşirea din refierbatildetor kmol H2S kmol abur
Yv- ndash concentraţia H2S icircn abur la ieşirea din coloanatilde kmol H2S kmol abur
Algoritmul de calcul al coloanei de desorbție are următoarele etape
1 se determină temperatura la vacircrful coloanei se efectuează bilanțul termic pe coloană
și se calculează debitul de vapori de stripare precum și consumul de abur la
refierbător
2 se calculează temperatura medie pe coloana de desorbție și la această temperatură se
obțin datele de echilibru pentru sistemul solut-absorbant
3 se determină diametrul și icircnălțimea coloanei cu metodologia specifică tipului de
dispozitive de contactare (talere sau umplutură)
21 Bilanțul termic și regimul de temperaturi
Pentru determinarea temperaturii la vacircrful coloanei de desorbţie se pleacă de la faptul că icircn
condiţii de echilibru presiunea parţială a aburului (component majoritar la vacircrful coloanei) este egală cu
presiunea de vapori a apei Presiunea parţială a solutului ( H S2p ) este dată de legea lui Dalton
2
Tv
H S v abur apaP P y P (21)
unde PV reprezintă presiunea la vacircrful coloanei de desorbţie bar (din datele de proiectare)
20
TvapaP - presiunea de vapori a apei la temperatura de vacircrf
yabur - reprezintă fracţia molară de abur calculată cu relaţia (22)
Rabur R
R H S2
Ly
L G
(22)
LR ndash debitul de reflux calculat cu relaţia (23)
RR H S2
L R G (23)
R ndash raţia de reflux (din datele de proiectare)
RH S2
G - debitul de H2S absorbit kmoli
RL 3 33558 100674 kmolh 1812132kgh apă
abur
100674y 075
100674 33558
fracţii molare abur
TvH S apa2
p 12 075 09bar 750 675 mmHg P
Temperatura la vacircrf se calculează cu relaţia lui Antoine (24)
v
Tvapa
TC
BAlnP
(24)
unde
ABC reprezintă constantele lui Antoine pentru apă
ln v
v
381644675 183036 T 97 C
4613 T
Temperatura de intrare Tf a absorbantului bogat icircn coloană este egală cu temperatura
de ieşire după schimbul de căldură cu absorbantul sărac de la baza coloanei de desorbţie se alege
Tf =80ordmC
21
Temperatura medie pe coloană se calculează ca media aritmetică icircntre temperatura
din vacircrf şi temperatura din bază (din datele de proiectare)
0B Vm
T T 115 97T 106 C
2 2
Presiunea medie se calculează ca medie aritmetică icircntre presiunea din vacircrf şi
presiunea din bază (din datele de proiectare)
B Vm
P P 12 14P 13bar
2 2
Pentru stabilirea sarcinii termice a refierbătorului respectiv consumul de abur VB se
efectuează un bilanţ termic pe coloana de desorbţie conform conturului I din figura 2
T TT T T TR RV Vf f R B0s H S R B 0 H S 0sL H S L V H S L2 2os 2 R o 2 os
L h G h L h Q V H G H L h (25)
unde
f
os
T
Lh - entalpia soluţiei de absorbant la temperatura Tf kJk
0V - debitul de vapori de apă de la vacircrful coloanei kgh
V
o
T
VH - entalpia vaporilor de apă la temperatura TV kJkg
RL - debitul de reflux (apă) (V0=LR) kgh
R
R
T
Lh - entalpia refluxului la temperatura TR kJkg
B
os
T
Lh - entalpia soluţiei de absorbant la temperatura din refierbător kJkg
22
Relaţia (25) se poate scrie ţinacircnd seama de căldurile specifice
)TT(cL)hh(L fBp0T
L
T
L0S0LS
f
S0
B
S0S
(26)
Neglijacircnd diferenţa de temperaturi (Tv-Tf) se poate scrie
T TR R V fH S R H S H S H S2 2 2 2
G H G (H h ) (27)
Ținacircnd cont de relațiile (26) și (27) relația (25) devine
T T RV R
B 0 p B f 0 H S RV LS L0 20 RSQ L c (T T ) V (H h ) G H (28)
Se calculează sarcina termică a refierbătorului cu relația (28)
V
0
T
VH - entalpia vaporilor de apă la temperatura TV=97ordmC s-a citit din tabele din literatură kJkg
V
0
T
VH 26715 kJ kg
R
R
T
Lh - entalpia refluxului la temperatura TR=60ordmC s-a citit din tabele din literatură kJkg
R
R
T
Lh = 2511 kJkg
pLos
c -se citeşte din grafice din literatură icircn funcţie de temperatura medie aritmetică icircntre TB şi
TR şi concentraţia soluţiei de MEA
0
pLos
c 41kJ kg C
RH se citeşte din tabele din literatură icircn funcţie de tipul absorbantului
RH = 1910 kJkg
Debitele masice ale fluxurilor implicate s-au calculat anterior
BQ 24845433 41 115 80 1812132 26715 2511 1140972 1910 1013066045kJ h
23
Cunoscacircnd sarcina refierbătorului se poate calcula debitul de vapori VB
B
TV
BB
l
QV (29)
unde
BTVl reprezintă căldura latentă de vaporizare a lichidului din refierbător icircn kJkg şi se calculează
cu relaţia (210)
)y1(lyll BBBT
aminaTapa
TV (210)
BTapal - căldura latentă de vaporizare a apei la temperatura TB kJkg
BT
a minal - căldura latentă de vaporizare a aminei la temperatura TB kJkg
y ndash fracţia molară a apei icircn vaporii VB la echilibru cu soluţia apoasă de amină care se calculează
conform indicațiilor din literatură
Pentru a calcula debitul de vapori VB cu relația (29) se calculează BT
Vl cu relația (210)
Fracția molară a apei icircn vaporii VB la echilibru cu soluția apoasă de amină se determină astfel
pentru o soluţie care conţine 15 masa amină şi 85 masă apă se citeşte din grafice din
literatură compoziţia apei icircn fază vapori şi se obţine 99 masă se transformă compoziţia fazei
vapori din masă icircn fracţii molare şi se găseşte y=0997 fracţii molare apă
BT
Vl (27048 4867) 0997 892 (1 0997) 2214kJ kg
B
1013066045 4575727kg hV 254207kmol h
2214 18
Debitul de abur la refierbător GB se calculează consideracircnd că se foloseşte abur de 5
bar şi temperatura de 115ordmC
24
10130660454872618
27533 6742BG
kgh
22 Determinarea numărului de talere teoretice din coloana de desorbţie
Numărul de talere teoretice se determină prin metoda grafică simplificată bazată pe
curba de echilibru pentru sistemul H2S-MEA la temperatura și presiunea medie din coloană şi pe
dreapta de operare Curba de echilibru Y-X se calculează pornind de la valorile presiunii parţiale
H2S citite din grafice din literatură pentru diferite valori de X şi la temperatura medie pe coloana
de desorbţie Tm=106ordmC Rezultatele obținute sunt prezentate icircn tabelul 21
Tabel 21 Calculul curbei de echilibru pentru coloana de desorbţie
2XkmoliH S kmoliMEA 2H Sp bar
2H S my p p
2
Y y (l y)
kmoliH S kmolabur
X0=005 34 10 330770 10 3
BY 308 10
01 215 10 21154 10 21167 10
02 275 10 25770 10 26123 10
03 121 10 11615 10 11926 10
04 15 10 13846 10 16250 10
05 17 10 15385 10 1167
Xn=06 195 10 17308 10 2715
Dreapta de operare trece prin punctele definite de concentraţiile fluxurilor icircn contracurent
la extremităţile coloanei si anume punctul A (Xn Yf) şi punctul B (X1 Yb) Concentraţia Yf se
calculează cu relaţia (211)
25
R
RSH
fL
GY 2 (211)
f 2
33558Y 0333 kmol H S kmol abur
100674
Concentraţia Yb se citeşte din curba de echilibru X-Y la valoarea lui X0 = 005
kmoliH2SkmoliMEA Se obține Yb = 000308 kmoliH2Skmoli abur
Concentraţia X1 se stabileşte prin bilanţ material pe conturul II din figura 2
0B0
B1 XY
L
VX (212)
Concentraţia X1 se calculează cu relația (212)
1 2
245207X 000308 005 00624kmolH S kmolMEA
610153
Calculul lor se face cu ecuația dreptei de operare (213) dacircnd valorile lui X icircntre X1 și Xn
01 B
LY (X X ) Y
V (213)
Icircn relația (213) se va ține seama că icircn zona de stripare debitul de vapori scade liniar icircntre
BV și 0V S-a reprezentat ghrafic icircn anexa 3 variația liniară a debitului de vapori cu
concentrația X icircntre punctele de coordonate A (06100674) și B (00624 245207)
Din acest grafic se citesc valorile lui V pentru diferite valori ale lui X cuprinse icircntre X1 și
Xn și se introduc icircn ecuația dreptei de operare Rezultatele sunt prerzentate icircn tabelul 22
26
Tabel 22 Calculul curbei de operare pentru coloana de desorbţie
X
kmol H2S kmol MEA b1V
LYXXY 0
kmol H2S kmol abur
V(grafic hr millimetrica)
X1=00624 3
BY 308 10 245207
01 21314 10 234
02 24464 10 207
03 28499 10 181
04 11390 10 1545
05 12150 10 127
Xn=06 1
fY 333 10 100674
Se reprezintă icircn acelaşi grafic icircn coordonate Y-X atacirct curba de echilibru cacirct şi curba
de operare şi se duc orizontale şi verticale pornind de la punctul B la punctul A Numărul de
orizontale reprezintă necesarul de echilibre pentru absorbţia respectivă şi s-au obţinut 8 talere
teoretice (vezi graficul din Anexa 2)
23 Dimensionarea coloanei de desorbţie
231 Diametrul coloanei de desorbţie
Coloana de desorbţie este echipată tot cu talere cu supape de acelaşi tip ca la coloana de
absorbţie
Calculul diametrului se face atacirct icircn zona superioară cacirct şi icircn cea inferioară a coloanei de
desorbţie conform metodologiei Glitsch
Calculul diametrului icircn zona superioară
Sarcina maximă de vapori icircn zona superioară este
Rmax 0 H S2
V V G 100674 33558 134232kmoli h
Debitul maxim de lichid este
max RL L 100674 18 1812132kg h apă
27
Masa molară medie a vaporilor de la vacircrful coloanei de desorbţie se calculează cu relaţia
v H S f abur f2M M y M 1 y (214)
unde
ff
f
y 0333y 025
1 y 1 0333
fracţii molare H2S
VM 34025+18(1-025)=22 kgkmol
Densitatea vaporilor se calculează cu relaţia
vv
v
v
P M 12 220860
R T 0083 273 97
kg m
3
Debitul masic de vapori este
VG maxV V M 134232 22 2953104 kg h
Aplicacircnd legea generală a gazelor se calculează debitul volumic de vapori
max
134232 22V 0954
0860 3600
m
3 s
Densitatea soluţiei de absorbant este ρl = 975 kg m3 şi s-a citit din grafice din literatură la
temperatura Tf
Debitul maxim de vapori corectat se calculează cu relaţia (215)
05
vc
l v
V V
(215)
05
c
0860V 0954 00283
975 0860
m
3s
Debitul maxim de lichid la vacircrful coloanei este
nmax os
L L 26090139 kg h soluţie absorbant bogat
Se calculează debitul volumic de soluţie de absorbant bogat
26090139L 0446
60 975
m
3 min
Din grafice din literatură se citeşte CAF pentru ρv=0860 kgm3 şi s=06 m şi se obţine CAF=04
28
Se aplică următoarele relaţii
LB 005575
NP FI FS CAF
(216)
c
d
328VLC
30v FI FS CAF
(217)
05
2
c
B B 314CD
1571
(218)
unde NP=1 FIcirc=055 FS=07 vd= 005 ms CAF = 04
0446B 005575 0161
1 055 07 04
0446 328 00283C 0900
30 005 055 07 04
05
20161 0161 314 0900D 1586
1571
m
Calculul diametrului icircn zona inferioară
Sarcina maximă de vapori este
max BV V 245207kmol h 18 4413726 kgh
Debitul maxim de lichid este
1max os
L L 2494916 kgh soluţie absorbant sărac
Densitatea vaporilor se citeşte din literatură la temperatura din bază consideracircnd că
vaporii sunt alcătuiţi numai din abur ρv = 0965 kgm3
Se calculează debitul volumic de vapori
max
4413726V 1271
0965 3600
m
3s
Densitatea soluţiei de MEA 15 masă la temperatura de TB sbquo 1150C este
l 9404 kgm3
Se calculează debitul maxim de vapori corectat cu relaţia (215)
29
05
c
0965V 1271 00407
9404 0965
m
3s
Se calculează debitul volumic de soluţie de absorbant
2494916L 0442
9404 60
m
3 min
Din grafice din literatură se citeşte CAF pentru ρv = 0965 kgm3 şi s= 06m şi se obţine
CAF = 041
Se aplică relaţiile 216217218
0442B 005575 0156
1 055 07 041
0442 328 00407C 1140
30 005 055 07 041
05
20156 0156 314 1140Dc 1752
1571
m
Deoarece diferenţa icircntre diametrul zonei superioare şi cel al zonei inferioare nu este mai
mare de 02 m icircntreaga coloană se construieşte cu diametrul zonei inferioare
232 Icircnălţimea coloanei de desorbţie
Icircnălţimea coloanei de desorbţie se calculează cu relaţia (219)
c TR v bI N 1 s I I (219)
Eficacitatea medie globală se estimează ca fiind 25 Numărul real de talere din coloană se
calculează cu relaţia
TTTR
m
N 8N 32
E 025 talere reale
cI 32 1 06 1 15 211 m
30
24 Determinarea necesarului de agenți termici din instalație
241 Calculul schimbului termic absorbant sărac-absorbant bogat
Deoarece absorbantul sărac iese din refierbătorul de la baza coloanei de fracționare ca
lichid la punct de fierbere cu temperatura Tb= 1150C şi trebuie să intre pe la vacircrful coloanei de
absorbţie cu temperatura T0=300C se impune ca acest flux termic să fie valorificat pentru a
realiza schimbul de căldură cu absorbantul bogat care iese de la baza coloanei de absorbţie cu
temperatura Tn = 500C şi care trebuie să intre ca flux de alimentare icircn coloana de stripare la
temperatura de Tf = 800C
Temperatura Tx cu care iese absorbantul sărac din schimbul de căldură se şi apoi se
verifică prin bilanţ termic icircn jurul schimbătorului de căldură 3 din schema din anexa 4
T T Tn nb n xo 0 0 LL L Ls n 0o n 0ss s00
L h L h L h L h (220)
Deoarece icircn literatură nu există date de entalpii pentru soluţiile de amine ci numai date
de călduri specifice putem scrie următoarele relaţii
TTb x0 L 0 p b xLs 0 s0s Ls 0
L h h L c T T (221)
T Tn nf n0 0 p f nL LS 0 n Ln 0 0
L h h L c T T
(222)
Ținacircnd cont de relațiile (221) și (222) relația(220) se poate scrie
n0 p f n 0 p b xsL L0 0
L c T T L c T T (223)
unde 0sL - debitul soluţiei de absorbant sărac kgh
n0L - debitul de absorbant bogat kgh
pL0
c - căldura specifică medie a soluţiei de absorbant bogat respectiv sărac kJkg
0C se citeşte din grafice din literatură la temperatura medie a temperaturilor respective
Temperatura cu care iese absorbantul regenerat din schimbul de căldură se presupune ca fiind
0
XT 85 C și se verifică cu relația (223)
31
026090139 395 (80 50) 2494916 41(115 Tx) Tx 84776 C
Temperatura 0
XT 85 C presupusă s-a verificat deoarece relația (223) s-a verificat icircn
limita unei erori impuse (lt2)
242 Determinarea necesarului de apă de răcire la răcitorul suplimentar
Conform schemei tehnologice icircn instalaţie există un răcitor suplimentar al fluxului de
absorbant sărac cu rolul de a răci absorbantul sărac de la temperatura Tx la temperatura T0
Pentru calculul debitului de apă de răcire la răcitorul suplimentar se scrie relația (224) de
bilanț termic icircn jurul schimbătorului de căldură 2 din schema din Anexa 4
TT TT 0x eiapa apa 0 apa apa 0L Ls0 0s s
G h L h G h L h (224)
Din relaţia (224) se obține că
0 p x 0s L0apa T Te i
apa apa
L c T T
Gh h
(225)
unde T Te iapa apah h reprezintă entalpiile apei de răcire la temperatura de intrare respectiv de ieşire
icircn kJkg
Gapa ndash reprezintă debitul de apă de răcire kgh
pL0
c - reprezintă căldura specifică medie a soluţiei de absorbant sărac hJkg0C
Se citeşte din grafice din literatură la temperatura medie aritmetică a temperaturilor
respective
0575 Cp
L0
c 399 kJkg0C
Consideracircnd că apa intră cu temperatura de 280C şi iese cu 40
0C necesarul de apă de
răcire la răcitorul suplimentar se calculează cu relația (225)
apa
2494916 399 85 30G 109152575
1675 11734
kgh
32
243 Determinarea necesarului de abur saturat la refierbător
Cunoscacircnd sarcina refierbătorului coloanei de stripare se poate calcula și debitul de abur
la refierbător GB
BB T Ti e
apaabur
QG
H h
(226)
unde T Ti e
apaaburH h - reprezintă entalpia aburului apei la intrarea ieşirea icircn refierbător kJkg
care se citeşte din tabele din literatură
Consideracircnd că se foloseşte abur de 6 bar şi temperatura de 1600C debitul de abur la
refierbător GB se calculează cu relația (226)
B
1013066045G 4872618
27533 6742
kgh
33
3 AUTOMATIZAREA INSTALAŢIEI DE ELIMINARE A
HIDROGENULUI SULFURAT
Prin automatizarea instalaţiei de eliminare a H2S prin absorbţie icircn soluţie apoasă de MEA
icircn cadrul acestui proiect se icircnţelege
- implementarea structurilor de reglare a parametrilor de regim pe cele două coloane
o presiune la coloana de absorbţie
o presiune şi temperatură la coloana de desorbţie
- implementarea structurilor de reglare a debitelor
o fluxului de gaz bogat la intrarea icircn coloana de absorbţie
o fluxului de absorbant sărac la intrarea icircn coloana de absorbţie
o fluxului de absorbant bogat la intrarea icircn coloana de desorbţie
- implementarea structurilor de reglare a nivelului
o la baza coloanei de absorbţie
o la baza coloanei de desorbţie
o icircn vasul de reflux
34
BIBLIOGRAFIE
1 PROII Reference Manual
2 Marinoiu V Paraschiv N Automatizarea proceselor chimice vol 2 Editura Tehnică
1992
3 Reid RC Prausnitz JMPolingB The Properties of Gases and Liquids vol2
4 Robu V I Procese şi Aparate de Separare icircn Industria Petrolului şi Petrochimie Editura
Didactică şi Pedagogică Bucureşti 1968 pg 398
5 Şomoghi V şa Proprietăţi fizice utilizate icircn calcule termice şi fluidodinamice UPG
Ploieşti 1997
6 Strătulă C Fracţionarea Principii şi Metode de Calcul Ed Tehnică Bucureşti 1986
7 Strătulă C Purificarea gazelor Editura Ştiinţifică şi Enciclopedică Bucureşti
1984pg83131141143-148158161175-177179192255-258321-
327442451-452447-448
8 Suciu G C (coordonator) Ingineria prelucrării hidrocarburilor vol3 editura Tehnică
Bucureşti 1987 pg163
9 Suciu G C (coordonator) Ingineria prelucrării hidrocarburilor vol1 editura Tehnică
Bucureşti 1977
10 Taran C Strătulă C Procedee difuzionale de separare vol 12 IPG Ploieşti 1979
35
Anexe
Anexa 1 Determinarea numărului de talere teoretice prin metoda grafică pentru coloana
de absorbţie a H2S icircn soluţii apoase de MEA
36
Anexa 2 Determinarea numărului de talere teoretice prin metoda grafică pentru coloana
de desorbţie a H2S din soluţii apoase de MEA
37
Anexa 3 Variaţia debitului de abur de-a lungul coloanei de desorbţie
38
Anexa 4 Schema tehnologică de eliminare a H2S
39
Anexa 5 Schema automatizată a instalaţiei de eliminare a H2S
40
Anexa 6 Schema tehnologica a instalatiei clasice de eliminare a gazelor acide prin
absorbtie in solutii apoase se amine
1-coloana de absorbtie
2-racitor
3-schimbator de caldura intre solutia bogata si solutia saraca de amina
4-coloana de desorbtie
5-refierbator
6-condensator
7-vas de reflux
8-vas de completare cu absorbant
17
Funcţiile molare icircn faza vapori se calculează cu relaţia
i i iY K x (119)
2
apay 1182 10 09506 00112 fracţii molare
5
aminay 70605 10 00494 000000349 fracţii molare
Pierderile din fiecare component al absorbantului sărac se calculează cu relaţiile
apap p 1 apaL L G y (120)
a min ap p 1 a minaL L G y (121)
yapă yamină ndash fracţiile molare icircn fază vapori
apapL 4474 393601 00112 4458 kmolih
apapL 80244kg h 1925856 kgzi
a min apL 4474 393601 000000349 0001385 kmolh
a min apL 00857kg h 20569 kgzi
Pentru completarea pierderilor de absorbant schema tehnologică a instalaţiei de
eliminare a H2S va fi prevăzută cu vas de completare cu absorbant
18
2 PROIECTAREA TEHNOLOGICĂ A COLOANEI DE DESORBŢIE
Realizarea unui anumit grad de stripare a gazului acid din soluția de absorbant bogat ce
alimentează coloana de absorbție pentru un debit de abur de stripare dat un număr de talere sau
un strat de umplutură de o anumită icircnălțime Calculul acestora se face icircn funcție de numărul de
talere teoretice Pentru determinarea numărului de talere teoretice se aplică metoda grafică
simplificată iar datele de echilibru se obțin la temperaturi medii mari specifice operațiunii de
desorbție
Icircn practica industrială striparea gazelor acide (și icircn special a H2S) se face cu abur
indirect folosind un refierbător Aburul de stripare care părăsește coloana de vacircrf se condensează
și se reicircntoarce icircn coloană ca reflux
Fluxurile din coloana de stripare şi concentraţiile lor sunt cele simbolizate icircn figura 2
QC
QR
I
V yb
Lrsquox1
L x T0 0 B
TB
V y0 v vT
L x T0 n f
H S2
II
Figura 2 Fluxurile şi concentraţiile lor icircn coloana de stripare
19
Icircn figura 2 semnificaţia simbolurilor este
Lo- reprezintatilde fluxul absorbant kmolih
LR ndash refluxul concentrate icircn apatildekmolih
Xn ndash concentraţia H2S icircn absorbantul bogat kmoli H2S kmol MEA
Xo ndash concentraţia H2S icircn absorbantul sărac kmoli H2S kmol MEA
YB- ndash concentraţia H2S icircn abur la ieşirea din refierbatildetor kmol H2S kmol abur
Yv- ndash concentraţia H2S icircn abur la ieşirea din coloanatilde kmol H2S kmol abur
Algoritmul de calcul al coloanei de desorbție are următoarele etape
1 se determină temperatura la vacircrful coloanei se efectuează bilanțul termic pe coloană
și se calculează debitul de vapori de stripare precum și consumul de abur la
refierbător
2 se calculează temperatura medie pe coloana de desorbție și la această temperatură se
obțin datele de echilibru pentru sistemul solut-absorbant
3 se determină diametrul și icircnălțimea coloanei cu metodologia specifică tipului de
dispozitive de contactare (talere sau umplutură)
21 Bilanțul termic și regimul de temperaturi
Pentru determinarea temperaturii la vacircrful coloanei de desorbţie se pleacă de la faptul că icircn
condiţii de echilibru presiunea parţială a aburului (component majoritar la vacircrful coloanei) este egală cu
presiunea de vapori a apei Presiunea parţială a solutului ( H S2p ) este dată de legea lui Dalton
2
Tv
H S v abur apaP P y P (21)
unde PV reprezintă presiunea la vacircrful coloanei de desorbţie bar (din datele de proiectare)
20
TvapaP - presiunea de vapori a apei la temperatura de vacircrf
yabur - reprezintă fracţia molară de abur calculată cu relaţia (22)
Rabur R
R H S2
Ly
L G
(22)
LR ndash debitul de reflux calculat cu relaţia (23)
RR H S2
L R G (23)
R ndash raţia de reflux (din datele de proiectare)
RH S2
G - debitul de H2S absorbit kmoli
RL 3 33558 100674 kmolh 1812132kgh apă
abur
100674y 075
100674 33558
fracţii molare abur
TvH S apa2
p 12 075 09bar 750 675 mmHg P
Temperatura la vacircrf se calculează cu relaţia lui Antoine (24)
v
Tvapa
TC
BAlnP
(24)
unde
ABC reprezintă constantele lui Antoine pentru apă
ln v
v
381644675 183036 T 97 C
4613 T
Temperatura de intrare Tf a absorbantului bogat icircn coloană este egală cu temperatura
de ieşire după schimbul de căldură cu absorbantul sărac de la baza coloanei de desorbţie se alege
Tf =80ordmC
21
Temperatura medie pe coloană se calculează ca media aritmetică icircntre temperatura
din vacircrf şi temperatura din bază (din datele de proiectare)
0B Vm
T T 115 97T 106 C
2 2
Presiunea medie se calculează ca medie aritmetică icircntre presiunea din vacircrf şi
presiunea din bază (din datele de proiectare)
B Vm
P P 12 14P 13bar
2 2
Pentru stabilirea sarcinii termice a refierbătorului respectiv consumul de abur VB se
efectuează un bilanţ termic pe coloana de desorbţie conform conturului I din figura 2
T TT T T TR RV Vf f R B0s H S R B 0 H S 0sL H S L V H S L2 2os 2 R o 2 os
L h G h L h Q V H G H L h (25)
unde
f
os
T
Lh - entalpia soluţiei de absorbant la temperatura Tf kJk
0V - debitul de vapori de apă de la vacircrful coloanei kgh
V
o
T
VH - entalpia vaporilor de apă la temperatura TV kJkg
RL - debitul de reflux (apă) (V0=LR) kgh
R
R
T
Lh - entalpia refluxului la temperatura TR kJkg
B
os
T
Lh - entalpia soluţiei de absorbant la temperatura din refierbător kJkg
22
Relaţia (25) se poate scrie ţinacircnd seama de căldurile specifice
)TT(cL)hh(L fBp0T
L
T
L0S0LS
f
S0
B
S0S
(26)
Neglijacircnd diferenţa de temperaturi (Tv-Tf) se poate scrie
T TR R V fH S R H S H S H S2 2 2 2
G H G (H h ) (27)
Ținacircnd cont de relațiile (26) și (27) relația (25) devine
T T RV R
B 0 p B f 0 H S RV LS L0 20 RSQ L c (T T ) V (H h ) G H (28)
Se calculează sarcina termică a refierbătorului cu relația (28)
V
0
T
VH - entalpia vaporilor de apă la temperatura TV=97ordmC s-a citit din tabele din literatură kJkg
V
0
T
VH 26715 kJ kg
R
R
T
Lh - entalpia refluxului la temperatura TR=60ordmC s-a citit din tabele din literatură kJkg
R
R
T
Lh = 2511 kJkg
pLos
c -se citeşte din grafice din literatură icircn funcţie de temperatura medie aritmetică icircntre TB şi
TR şi concentraţia soluţiei de MEA
0
pLos
c 41kJ kg C
RH se citeşte din tabele din literatură icircn funcţie de tipul absorbantului
RH = 1910 kJkg
Debitele masice ale fluxurilor implicate s-au calculat anterior
BQ 24845433 41 115 80 1812132 26715 2511 1140972 1910 1013066045kJ h
23
Cunoscacircnd sarcina refierbătorului se poate calcula debitul de vapori VB
B
TV
BB
l
QV (29)
unde
BTVl reprezintă căldura latentă de vaporizare a lichidului din refierbător icircn kJkg şi se calculează
cu relaţia (210)
)y1(lyll BBBT
aminaTapa
TV (210)
BTapal - căldura latentă de vaporizare a apei la temperatura TB kJkg
BT
a minal - căldura latentă de vaporizare a aminei la temperatura TB kJkg
y ndash fracţia molară a apei icircn vaporii VB la echilibru cu soluţia apoasă de amină care se calculează
conform indicațiilor din literatură
Pentru a calcula debitul de vapori VB cu relația (29) se calculează BT
Vl cu relația (210)
Fracția molară a apei icircn vaporii VB la echilibru cu soluția apoasă de amină se determină astfel
pentru o soluţie care conţine 15 masa amină şi 85 masă apă se citeşte din grafice din
literatură compoziţia apei icircn fază vapori şi se obţine 99 masă se transformă compoziţia fazei
vapori din masă icircn fracţii molare şi se găseşte y=0997 fracţii molare apă
BT
Vl (27048 4867) 0997 892 (1 0997) 2214kJ kg
B
1013066045 4575727kg hV 254207kmol h
2214 18
Debitul de abur la refierbător GB se calculează consideracircnd că se foloseşte abur de 5
bar şi temperatura de 115ordmC
24
10130660454872618
27533 6742BG
kgh
22 Determinarea numărului de talere teoretice din coloana de desorbţie
Numărul de talere teoretice se determină prin metoda grafică simplificată bazată pe
curba de echilibru pentru sistemul H2S-MEA la temperatura și presiunea medie din coloană şi pe
dreapta de operare Curba de echilibru Y-X se calculează pornind de la valorile presiunii parţiale
H2S citite din grafice din literatură pentru diferite valori de X şi la temperatura medie pe coloana
de desorbţie Tm=106ordmC Rezultatele obținute sunt prezentate icircn tabelul 21
Tabel 21 Calculul curbei de echilibru pentru coloana de desorbţie
2XkmoliH S kmoliMEA 2H Sp bar
2H S my p p
2
Y y (l y)
kmoliH S kmolabur
X0=005 34 10 330770 10 3
BY 308 10
01 215 10 21154 10 21167 10
02 275 10 25770 10 26123 10
03 121 10 11615 10 11926 10
04 15 10 13846 10 16250 10
05 17 10 15385 10 1167
Xn=06 195 10 17308 10 2715
Dreapta de operare trece prin punctele definite de concentraţiile fluxurilor icircn contracurent
la extremităţile coloanei si anume punctul A (Xn Yf) şi punctul B (X1 Yb) Concentraţia Yf se
calculează cu relaţia (211)
25
R
RSH
fL
GY 2 (211)
f 2
33558Y 0333 kmol H S kmol abur
100674
Concentraţia Yb se citeşte din curba de echilibru X-Y la valoarea lui X0 = 005
kmoliH2SkmoliMEA Se obține Yb = 000308 kmoliH2Skmoli abur
Concentraţia X1 se stabileşte prin bilanţ material pe conturul II din figura 2
0B0
B1 XY
L
VX (212)
Concentraţia X1 se calculează cu relația (212)
1 2
245207X 000308 005 00624kmolH S kmolMEA
610153
Calculul lor se face cu ecuația dreptei de operare (213) dacircnd valorile lui X icircntre X1 și Xn
01 B
LY (X X ) Y
V (213)
Icircn relația (213) se va ține seama că icircn zona de stripare debitul de vapori scade liniar icircntre
BV și 0V S-a reprezentat ghrafic icircn anexa 3 variația liniară a debitului de vapori cu
concentrația X icircntre punctele de coordonate A (06100674) și B (00624 245207)
Din acest grafic se citesc valorile lui V pentru diferite valori ale lui X cuprinse icircntre X1 și
Xn și se introduc icircn ecuația dreptei de operare Rezultatele sunt prerzentate icircn tabelul 22
26
Tabel 22 Calculul curbei de operare pentru coloana de desorbţie
X
kmol H2S kmol MEA b1V
LYXXY 0
kmol H2S kmol abur
V(grafic hr millimetrica)
X1=00624 3
BY 308 10 245207
01 21314 10 234
02 24464 10 207
03 28499 10 181
04 11390 10 1545
05 12150 10 127
Xn=06 1
fY 333 10 100674
Se reprezintă icircn acelaşi grafic icircn coordonate Y-X atacirct curba de echilibru cacirct şi curba
de operare şi se duc orizontale şi verticale pornind de la punctul B la punctul A Numărul de
orizontale reprezintă necesarul de echilibre pentru absorbţia respectivă şi s-au obţinut 8 talere
teoretice (vezi graficul din Anexa 2)
23 Dimensionarea coloanei de desorbţie
231 Diametrul coloanei de desorbţie
Coloana de desorbţie este echipată tot cu talere cu supape de acelaşi tip ca la coloana de
absorbţie
Calculul diametrului se face atacirct icircn zona superioară cacirct şi icircn cea inferioară a coloanei de
desorbţie conform metodologiei Glitsch
Calculul diametrului icircn zona superioară
Sarcina maximă de vapori icircn zona superioară este
Rmax 0 H S2
V V G 100674 33558 134232kmoli h
Debitul maxim de lichid este
max RL L 100674 18 1812132kg h apă
27
Masa molară medie a vaporilor de la vacircrful coloanei de desorbţie se calculează cu relaţia
v H S f abur f2M M y M 1 y (214)
unde
ff
f
y 0333y 025
1 y 1 0333
fracţii molare H2S
VM 34025+18(1-025)=22 kgkmol
Densitatea vaporilor se calculează cu relaţia
vv
v
v
P M 12 220860
R T 0083 273 97
kg m
3
Debitul masic de vapori este
VG maxV V M 134232 22 2953104 kg h
Aplicacircnd legea generală a gazelor se calculează debitul volumic de vapori
max
134232 22V 0954
0860 3600
m
3 s
Densitatea soluţiei de absorbant este ρl = 975 kg m3 şi s-a citit din grafice din literatură la
temperatura Tf
Debitul maxim de vapori corectat se calculează cu relaţia (215)
05
vc
l v
V V
(215)
05
c
0860V 0954 00283
975 0860
m
3s
Debitul maxim de lichid la vacircrful coloanei este
nmax os
L L 26090139 kg h soluţie absorbant bogat
Se calculează debitul volumic de soluţie de absorbant bogat
26090139L 0446
60 975
m
3 min
Din grafice din literatură se citeşte CAF pentru ρv=0860 kgm3 şi s=06 m şi se obţine CAF=04
28
Se aplică următoarele relaţii
LB 005575
NP FI FS CAF
(216)
c
d
328VLC
30v FI FS CAF
(217)
05
2
c
B B 314CD
1571
(218)
unde NP=1 FIcirc=055 FS=07 vd= 005 ms CAF = 04
0446B 005575 0161
1 055 07 04
0446 328 00283C 0900
30 005 055 07 04
05
20161 0161 314 0900D 1586
1571
m
Calculul diametrului icircn zona inferioară
Sarcina maximă de vapori este
max BV V 245207kmol h 18 4413726 kgh
Debitul maxim de lichid este
1max os
L L 2494916 kgh soluţie absorbant sărac
Densitatea vaporilor se citeşte din literatură la temperatura din bază consideracircnd că
vaporii sunt alcătuiţi numai din abur ρv = 0965 kgm3
Se calculează debitul volumic de vapori
max
4413726V 1271
0965 3600
m
3s
Densitatea soluţiei de MEA 15 masă la temperatura de TB sbquo 1150C este
l 9404 kgm3
Se calculează debitul maxim de vapori corectat cu relaţia (215)
29
05
c
0965V 1271 00407
9404 0965
m
3s
Se calculează debitul volumic de soluţie de absorbant
2494916L 0442
9404 60
m
3 min
Din grafice din literatură se citeşte CAF pentru ρv = 0965 kgm3 şi s= 06m şi se obţine
CAF = 041
Se aplică relaţiile 216217218
0442B 005575 0156
1 055 07 041
0442 328 00407C 1140
30 005 055 07 041
05
20156 0156 314 1140Dc 1752
1571
m
Deoarece diferenţa icircntre diametrul zonei superioare şi cel al zonei inferioare nu este mai
mare de 02 m icircntreaga coloană se construieşte cu diametrul zonei inferioare
232 Icircnălţimea coloanei de desorbţie
Icircnălţimea coloanei de desorbţie se calculează cu relaţia (219)
c TR v bI N 1 s I I (219)
Eficacitatea medie globală se estimează ca fiind 25 Numărul real de talere din coloană se
calculează cu relaţia
TTTR
m
N 8N 32
E 025 talere reale
cI 32 1 06 1 15 211 m
30
24 Determinarea necesarului de agenți termici din instalație
241 Calculul schimbului termic absorbant sărac-absorbant bogat
Deoarece absorbantul sărac iese din refierbătorul de la baza coloanei de fracționare ca
lichid la punct de fierbere cu temperatura Tb= 1150C şi trebuie să intre pe la vacircrful coloanei de
absorbţie cu temperatura T0=300C se impune ca acest flux termic să fie valorificat pentru a
realiza schimbul de căldură cu absorbantul bogat care iese de la baza coloanei de absorbţie cu
temperatura Tn = 500C şi care trebuie să intre ca flux de alimentare icircn coloana de stripare la
temperatura de Tf = 800C
Temperatura Tx cu care iese absorbantul sărac din schimbul de căldură se şi apoi se
verifică prin bilanţ termic icircn jurul schimbătorului de căldură 3 din schema din anexa 4
T T Tn nb n xo 0 0 LL L Ls n 0o n 0ss s00
L h L h L h L h (220)
Deoarece icircn literatură nu există date de entalpii pentru soluţiile de amine ci numai date
de călduri specifice putem scrie următoarele relaţii
TTb x0 L 0 p b xLs 0 s0s Ls 0
L h h L c T T (221)
T Tn nf n0 0 p f nL LS 0 n Ln 0 0
L h h L c T T
(222)
Ținacircnd cont de relațiile (221) și (222) relația(220) se poate scrie
n0 p f n 0 p b xsL L0 0
L c T T L c T T (223)
unde 0sL - debitul soluţiei de absorbant sărac kgh
n0L - debitul de absorbant bogat kgh
pL0
c - căldura specifică medie a soluţiei de absorbant bogat respectiv sărac kJkg
0C se citeşte din grafice din literatură la temperatura medie a temperaturilor respective
Temperatura cu care iese absorbantul regenerat din schimbul de căldură se presupune ca fiind
0
XT 85 C și se verifică cu relația (223)
31
026090139 395 (80 50) 2494916 41(115 Tx) Tx 84776 C
Temperatura 0
XT 85 C presupusă s-a verificat deoarece relația (223) s-a verificat icircn
limita unei erori impuse (lt2)
242 Determinarea necesarului de apă de răcire la răcitorul suplimentar
Conform schemei tehnologice icircn instalaţie există un răcitor suplimentar al fluxului de
absorbant sărac cu rolul de a răci absorbantul sărac de la temperatura Tx la temperatura T0
Pentru calculul debitului de apă de răcire la răcitorul suplimentar se scrie relația (224) de
bilanț termic icircn jurul schimbătorului de căldură 2 din schema din Anexa 4
TT TT 0x eiapa apa 0 apa apa 0L Ls0 0s s
G h L h G h L h (224)
Din relaţia (224) se obține că
0 p x 0s L0apa T Te i
apa apa
L c T T
Gh h
(225)
unde T Te iapa apah h reprezintă entalpiile apei de răcire la temperatura de intrare respectiv de ieşire
icircn kJkg
Gapa ndash reprezintă debitul de apă de răcire kgh
pL0
c - reprezintă căldura specifică medie a soluţiei de absorbant sărac hJkg0C
Se citeşte din grafice din literatură la temperatura medie aritmetică a temperaturilor
respective
0575 Cp
L0
c 399 kJkg0C
Consideracircnd că apa intră cu temperatura de 280C şi iese cu 40
0C necesarul de apă de
răcire la răcitorul suplimentar se calculează cu relația (225)
apa
2494916 399 85 30G 109152575
1675 11734
kgh
32
243 Determinarea necesarului de abur saturat la refierbător
Cunoscacircnd sarcina refierbătorului coloanei de stripare se poate calcula și debitul de abur
la refierbător GB
BB T Ti e
apaabur
QG
H h
(226)
unde T Ti e
apaaburH h - reprezintă entalpia aburului apei la intrarea ieşirea icircn refierbător kJkg
care se citeşte din tabele din literatură
Consideracircnd că se foloseşte abur de 6 bar şi temperatura de 1600C debitul de abur la
refierbător GB se calculează cu relația (226)
B
1013066045G 4872618
27533 6742
kgh
33
3 AUTOMATIZAREA INSTALAŢIEI DE ELIMINARE A
HIDROGENULUI SULFURAT
Prin automatizarea instalaţiei de eliminare a H2S prin absorbţie icircn soluţie apoasă de MEA
icircn cadrul acestui proiect se icircnţelege
- implementarea structurilor de reglare a parametrilor de regim pe cele două coloane
o presiune la coloana de absorbţie
o presiune şi temperatură la coloana de desorbţie
- implementarea structurilor de reglare a debitelor
o fluxului de gaz bogat la intrarea icircn coloana de absorbţie
o fluxului de absorbant sărac la intrarea icircn coloana de absorbţie
o fluxului de absorbant bogat la intrarea icircn coloana de desorbţie
- implementarea structurilor de reglare a nivelului
o la baza coloanei de absorbţie
o la baza coloanei de desorbţie
o icircn vasul de reflux
34
BIBLIOGRAFIE
1 PROII Reference Manual
2 Marinoiu V Paraschiv N Automatizarea proceselor chimice vol 2 Editura Tehnică
1992
3 Reid RC Prausnitz JMPolingB The Properties of Gases and Liquids vol2
4 Robu V I Procese şi Aparate de Separare icircn Industria Petrolului şi Petrochimie Editura
Didactică şi Pedagogică Bucureşti 1968 pg 398
5 Şomoghi V şa Proprietăţi fizice utilizate icircn calcule termice şi fluidodinamice UPG
Ploieşti 1997
6 Strătulă C Fracţionarea Principii şi Metode de Calcul Ed Tehnică Bucureşti 1986
7 Strătulă C Purificarea gazelor Editura Ştiinţifică şi Enciclopedică Bucureşti
1984pg83131141143-148158161175-177179192255-258321-
327442451-452447-448
8 Suciu G C (coordonator) Ingineria prelucrării hidrocarburilor vol3 editura Tehnică
Bucureşti 1987 pg163
9 Suciu G C (coordonator) Ingineria prelucrării hidrocarburilor vol1 editura Tehnică
Bucureşti 1977
10 Taran C Strătulă C Procedee difuzionale de separare vol 12 IPG Ploieşti 1979
35
Anexe
Anexa 1 Determinarea numărului de talere teoretice prin metoda grafică pentru coloana
de absorbţie a H2S icircn soluţii apoase de MEA
36
Anexa 2 Determinarea numărului de talere teoretice prin metoda grafică pentru coloana
de desorbţie a H2S din soluţii apoase de MEA
37
Anexa 3 Variaţia debitului de abur de-a lungul coloanei de desorbţie
38
Anexa 4 Schema tehnologică de eliminare a H2S
39
Anexa 5 Schema automatizată a instalaţiei de eliminare a H2S
40
Anexa 6 Schema tehnologica a instalatiei clasice de eliminare a gazelor acide prin
absorbtie in solutii apoase se amine
1-coloana de absorbtie
2-racitor
3-schimbator de caldura intre solutia bogata si solutia saraca de amina
4-coloana de desorbtie
5-refierbator
6-condensator
7-vas de reflux
8-vas de completare cu absorbant
18
2 PROIECTAREA TEHNOLOGICĂ A COLOANEI DE DESORBŢIE
Realizarea unui anumit grad de stripare a gazului acid din soluția de absorbant bogat ce
alimentează coloana de absorbție pentru un debit de abur de stripare dat un număr de talere sau
un strat de umplutură de o anumită icircnălțime Calculul acestora se face icircn funcție de numărul de
talere teoretice Pentru determinarea numărului de talere teoretice se aplică metoda grafică
simplificată iar datele de echilibru se obțin la temperaturi medii mari specifice operațiunii de
desorbție
Icircn practica industrială striparea gazelor acide (și icircn special a H2S) se face cu abur
indirect folosind un refierbător Aburul de stripare care părăsește coloana de vacircrf se condensează
și se reicircntoarce icircn coloană ca reflux
Fluxurile din coloana de stripare şi concentraţiile lor sunt cele simbolizate icircn figura 2
QC
QR
I
V yb
Lrsquox1
L x T0 0 B
TB
V y0 v vT
L x T0 n f
H S2
II
Figura 2 Fluxurile şi concentraţiile lor icircn coloana de stripare
19
Icircn figura 2 semnificaţia simbolurilor este
Lo- reprezintatilde fluxul absorbant kmolih
LR ndash refluxul concentrate icircn apatildekmolih
Xn ndash concentraţia H2S icircn absorbantul bogat kmoli H2S kmol MEA
Xo ndash concentraţia H2S icircn absorbantul sărac kmoli H2S kmol MEA
YB- ndash concentraţia H2S icircn abur la ieşirea din refierbatildetor kmol H2S kmol abur
Yv- ndash concentraţia H2S icircn abur la ieşirea din coloanatilde kmol H2S kmol abur
Algoritmul de calcul al coloanei de desorbție are următoarele etape
1 se determină temperatura la vacircrful coloanei se efectuează bilanțul termic pe coloană
și se calculează debitul de vapori de stripare precum și consumul de abur la
refierbător
2 se calculează temperatura medie pe coloana de desorbție și la această temperatură se
obțin datele de echilibru pentru sistemul solut-absorbant
3 se determină diametrul și icircnălțimea coloanei cu metodologia specifică tipului de
dispozitive de contactare (talere sau umplutură)
21 Bilanțul termic și regimul de temperaturi
Pentru determinarea temperaturii la vacircrful coloanei de desorbţie se pleacă de la faptul că icircn
condiţii de echilibru presiunea parţială a aburului (component majoritar la vacircrful coloanei) este egală cu
presiunea de vapori a apei Presiunea parţială a solutului ( H S2p ) este dată de legea lui Dalton
2
Tv
H S v abur apaP P y P (21)
unde PV reprezintă presiunea la vacircrful coloanei de desorbţie bar (din datele de proiectare)
20
TvapaP - presiunea de vapori a apei la temperatura de vacircrf
yabur - reprezintă fracţia molară de abur calculată cu relaţia (22)
Rabur R
R H S2
Ly
L G
(22)
LR ndash debitul de reflux calculat cu relaţia (23)
RR H S2
L R G (23)
R ndash raţia de reflux (din datele de proiectare)
RH S2
G - debitul de H2S absorbit kmoli
RL 3 33558 100674 kmolh 1812132kgh apă
abur
100674y 075
100674 33558
fracţii molare abur
TvH S apa2
p 12 075 09bar 750 675 mmHg P
Temperatura la vacircrf se calculează cu relaţia lui Antoine (24)
v
Tvapa
TC
BAlnP
(24)
unde
ABC reprezintă constantele lui Antoine pentru apă
ln v
v
381644675 183036 T 97 C
4613 T
Temperatura de intrare Tf a absorbantului bogat icircn coloană este egală cu temperatura
de ieşire după schimbul de căldură cu absorbantul sărac de la baza coloanei de desorbţie se alege
Tf =80ordmC
21
Temperatura medie pe coloană se calculează ca media aritmetică icircntre temperatura
din vacircrf şi temperatura din bază (din datele de proiectare)
0B Vm
T T 115 97T 106 C
2 2
Presiunea medie se calculează ca medie aritmetică icircntre presiunea din vacircrf şi
presiunea din bază (din datele de proiectare)
B Vm
P P 12 14P 13bar
2 2
Pentru stabilirea sarcinii termice a refierbătorului respectiv consumul de abur VB se
efectuează un bilanţ termic pe coloana de desorbţie conform conturului I din figura 2
T TT T T TR RV Vf f R B0s H S R B 0 H S 0sL H S L V H S L2 2os 2 R o 2 os
L h G h L h Q V H G H L h (25)
unde
f
os
T
Lh - entalpia soluţiei de absorbant la temperatura Tf kJk
0V - debitul de vapori de apă de la vacircrful coloanei kgh
V
o
T
VH - entalpia vaporilor de apă la temperatura TV kJkg
RL - debitul de reflux (apă) (V0=LR) kgh
R
R
T
Lh - entalpia refluxului la temperatura TR kJkg
B
os
T
Lh - entalpia soluţiei de absorbant la temperatura din refierbător kJkg
22
Relaţia (25) se poate scrie ţinacircnd seama de căldurile specifice
)TT(cL)hh(L fBp0T
L
T
L0S0LS
f
S0
B
S0S
(26)
Neglijacircnd diferenţa de temperaturi (Tv-Tf) se poate scrie
T TR R V fH S R H S H S H S2 2 2 2
G H G (H h ) (27)
Ținacircnd cont de relațiile (26) și (27) relația (25) devine
T T RV R
B 0 p B f 0 H S RV LS L0 20 RSQ L c (T T ) V (H h ) G H (28)
Se calculează sarcina termică a refierbătorului cu relația (28)
V
0
T
VH - entalpia vaporilor de apă la temperatura TV=97ordmC s-a citit din tabele din literatură kJkg
V
0
T
VH 26715 kJ kg
R
R
T
Lh - entalpia refluxului la temperatura TR=60ordmC s-a citit din tabele din literatură kJkg
R
R
T
Lh = 2511 kJkg
pLos
c -se citeşte din grafice din literatură icircn funcţie de temperatura medie aritmetică icircntre TB şi
TR şi concentraţia soluţiei de MEA
0
pLos
c 41kJ kg C
RH se citeşte din tabele din literatură icircn funcţie de tipul absorbantului
RH = 1910 kJkg
Debitele masice ale fluxurilor implicate s-au calculat anterior
BQ 24845433 41 115 80 1812132 26715 2511 1140972 1910 1013066045kJ h
23
Cunoscacircnd sarcina refierbătorului se poate calcula debitul de vapori VB
B
TV
BB
l
QV (29)
unde
BTVl reprezintă căldura latentă de vaporizare a lichidului din refierbător icircn kJkg şi se calculează
cu relaţia (210)
)y1(lyll BBBT
aminaTapa
TV (210)
BTapal - căldura latentă de vaporizare a apei la temperatura TB kJkg
BT
a minal - căldura latentă de vaporizare a aminei la temperatura TB kJkg
y ndash fracţia molară a apei icircn vaporii VB la echilibru cu soluţia apoasă de amină care se calculează
conform indicațiilor din literatură
Pentru a calcula debitul de vapori VB cu relația (29) se calculează BT
Vl cu relația (210)
Fracția molară a apei icircn vaporii VB la echilibru cu soluția apoasă de amină se determină astfel
pentru o soluţie care conţine 15 masa amină şi 85 masă apă se citeşte din grafice din
literatură compoziţia apei icircn fază vapori şi se obţine 99 masă se transformă compoziţia fazei
vapori din masă icircn fracţii molare şi se găseşte y=0997 fracţii molare apă
BT
Vl (27048 4867) 0997 892 (1 0997) 2214kJ kg
B
1013066045 4575727kg hV 254207kmol h
2214 18
Debitul de abur la refierbător GB se calculează consideracircnd că se foloseşte abur de 5
bar şi temperatura de 115ordmC
24
10130660454872618
27533 6742BG
kgh
22 Determinarea numărului de talere teoretice din coloana de desorbţie
Numărul de talere teoretice se determină prin metoda grafică simplificată bazată pe
curba de echilibru pentru sistemul H2S-MEA la temperatura și presiunea medie din coloană şi pe
dreapta de operare Curba de echilibru Y-X se calculează pornind de la valorile presiunii parţiale
H2S citite din grafice din literatură pentru diferite valori de X şi la temperatura medie pe coloana
de desorbţie Tm=106ordmC Rezultatele obținute sunt prezentate icircn tabelul 21
Tabel 21 Calculul curbei de echilibru pentru coloana de desorbţie
2XkmoliH S kmoliMEA 2H Sp bar
2H S my p p
2
Y y (l y)
kmoliH S kmolabur
X0=005 34 10 330770 10 3
BY 308 10
01 215 10 21154 10 21167 10
02 275 10 25770 10 26123 10
03 121 10 11615 10 11926 10
04 15 10 13846 10 16250 10
05 17 10 15385 10 1167
Xn=06 195 10 17308 10 2715
Dreapta de operare trece prin punctele definite de concentraţiile fluxurilor icircn contracurent
la extremităţile coloanei si anume punctul A (Xn Yf) şi punctul B (X1 Yb) Concentraţia Yf se
calculează cu relaţia (211)
25
R
RSH
fL
GY 2 (211)
f 2
33558Y 0333 kmol H S kmol abur
100674
Concentraţia Yb se citeşte din curba de echilibru X-Y la valoarea lui X0 = 005
kmoliH2SkmoliMEA Se obține Yb = 000308 kmoliH2Skmoli abur
Concentraţia X1 se stabileşte prin bilanţ material pe conturul II din figura 2
0B0
B1 XY
L
VX (212)
Concentraţia X1 se calculează cu relația (212)
1 2
245207X 000308 005 00624kmolH S kmolMEA
610153
Calculul lor se face cu ecuația dreptei de operare (213) dacircnd valorile lui X icircntre X1 și Xn
01 B
LY (X X ) Y
V (213)
Icircn relația (213) se va ține seama că icircn zona de stripare debitul de vapori scade liniar icircntre
BV și 0V S-a reprezentat ghrafic icircn anexa 3 variația liniară a debitului de vapori cu
concentrația X icircntre punctele de coordonate A (06100674) și B (00624 245207)
Din acest grafic se citesc valorile lui V pentru diferite valori ale lui X cuprinse icircntre X1 și
Xn și se introduc icircn ecuația dreptei de operare Rezultatele sunt prerzentate icircn tabelul 22
26
Tabel 22 Calculul curbei de operare pentru coloana de desorbţie
X
kmol H2S kmol MEA b1V
LYXXY 0
kmol H2S kmol abur
V(grafic hr millimetrica)
X1=00624 3
BY 308 10 245207
01 21314 10 234
02 24464 10 207
03 28499 10 181
04 11390 10 1545
05 12150 10 127
Xn=06 1
fY 333 10 100674
Se reprezintă icircn acelaşi grafic icircn coordonate Y-X atacirct curba de echilibru cacirct şi curba
de operare şi se duc orizontale şi verticale pornind de la punctul B la punctul A Numărul de
orizontale reprezintă necesarul de echilibre pentru absorbţia respectivă şi s-au obţinut 8 talere
teoretice (vezi graficul din Anexa 2)
23 Dimensionarea coloanei de desorbţie
231 Diametrul coloanei de desorbţie
Coloana de desorbţie este echipată tot cu talere cu supape de acelaşi tip ca la coloana de
absorbţie
Calculul diametrului se face atacirct icircn zona superioară cacirct şi icircn cea inferioară a coloanei de
desorbţie conform metodologiei Glitsch
Calculul diametrului icircn zona superioară
Sarcina maximă de vapori icircn zona superioară este
Rmax 0 H S2
V V G 100674 33558 134232kmoli h
Debitul maxim de lichid este
max RL L 100674 18 1812132kg h apă
27
Masa molară medie a vaporilor de la vacircrful coloanei de desorbţie se calculează cu relaţia
v H S f abur f2M M y M 1 y (214)
unde
ff
f
y 0333y 025
1 y 1 0333
fracţii molare H2S
VM 34025+18(1-025)=22 kgkmol
Densitatea vaporilor se calculează cu relaţia
vv
v
v
P M 12 220860
R T 0083 273 97
kg m
3
Debitul masic de vapori este
VG maxV V M 134232 22 2953104 kg h
Aplicacircnd legea generală a gazelor se calculează debitul volumic de vapori
max
134232 22V 0954
0860 3600
m
3 s
Densitatea soluţiei de absorbant este ρl = 975 kg m3 şi s-a citit din grafice din literatură la
temperatura Tf
Debitul maxim de vapori corectat se calculează cu relaţia (215)
05
vc
l v
V V
(215)
05
c
0860V 0954 00283
975 0860
m
3s
Debitul maxim de lichid la vacircrful coloanei este
nmax os
L L 26090139 kg h soluţie absorbant bogat
Se calculează debitul volumic de soluţie de absorbant bogat
26090139L 0446
60 975
m
3 min
Din grafice din literatură se citeşte CAF pentru ρv=0860 kgm3 şi s=06 m şi se obţine CAF=04
28
Se aplică următoarele relaţii
LB 005575
NP FI FS CAF
(216)
c
d
328VLC
30v FI FS CAF
(217)
05
2
c
B B 314CD
1571
(218)
unde NP=1 FIcirc=055 FS=07 vd= 005 ms CAF = 04
0446B 005575 0161
1 055 07 04
0446 328 00283C 0900
30 005 055 07 04
05
20161 0161 314 0900D 1586
1571
m
Calculul diametrului icircn zona inferioară
Sarcina maximă de vapori este
max BV V 245207kmol h 18 4413726 kgh
Debitul maxim de lichid este
1max os
L L 2494916 kgh soluţie absorbant sărac
Densitatea vaporilor se citeşte din literatură la temperatura din bază consideracircnd că
vaporii sunt alcătuiţi numai din abur ρv = 0965 kgm3
Se calculează debitul volumic de vapori
max
4413726V 1271
0965 3600
m
3s
Densitatea soluţiei de MEA 15 masă la temperatura de TB sbquo 1150C este
l 9404 kgm3
Se calculează debitul maxim de vapori corectat cu relaţia (215)
29
05
c
0965V 1271 00407
9404 0965
m
3s
Se calculează debitul volumic de soluţie de absorbant
2494916L 0442
9404 60
m
3 min
Din grafice din literatură se citeşte CAF pentru ρv = 0965 kgm3 şi s= 06m şi se obţine
CAF = 041
Se aplică relaţiile 216217218
0442B 005575 0156
1 055 07 041
0442 328 00407C 1140
30 005 055 07 041
05
20156 0156 314 1140Dc 1752
1571
m
Deoarece diferenţa icircntre diametrul zonei superioare şi cel al zonei inferioare nu este mai
mare de 02 m icircntreaga coloană se construieşte cu diametrul zonei inferioare
232 Icircnălţimea coloanei de desorbţie
Icircnălţimea coloanei de desorbţie se calculează cu relaţia (219)
c TR v bI N 1 s I I (219)
Eficacitatea medie globală se estimează ca fiind 25 Numărul real de talere din coloană se
calculează cu relaţia
TTTR
m
N 8N 32
E 025 talere reale
cI 32 1 06 1 15 211 m
30
24 Determinarea necesarului de agenți termici din instalație
241 Calculul schimbului termic absorbant sărac-absorbant bogat
Deoarece absorbantul sărac iese din refierbătorul de la baza coloanei de fracționare ca
lichid la punct de fierbere cu temperatura Tb= 1150C şi trebuie să intre pe la vacircrful coloanei de
absorbţie cu temperatura T0=300C se impune ca acest flux termic să fie valorificat pentru a
realiza schimbul de căldură cu absorbantul bogat care iese de la baza coloanei de absorbţie cu
temperatura Tn = 500C şi care trebuie să intre ca flux de alimentare icircn coloana de stripare la
temperatura de Tf = 800C
Temperatura Tx cu care iese absorbantul sărac din schimbul de căldură se şi apoi se
verifică prin bilanţ termic icircn jurul schimbătorului de căldură 3 din schema din anexa 4
T T Tn nb n xo 0 0 LL L Ls n 0o n 0ss s00
L h L h L h L h (220)
Deoarece icircn literatură nu există date de entalpii pentru soluţiile de amine ci numai date
de călduri specifice putem scrie următoarele relaţii
TTb x0 L 0 p b xLs 0 s0s Ls 0
L h h L c T T (221)
T Tn nf n0 0 p f nL LS 0 n Ln 0 0
L h h L c T T
(222)
Ținacircnd cont de relațiile (221) și (222) relația(220) se poate scrie
n0 p f n 0 p b xsL L0 0
L c T T L c T T (223)
unde 0sL - debitul soluţiei de absorbant sărac kgh
n0L - debitul de absorbant bogat kgh
pL0
c - căldura specifică medie a soluţiei de absorbant bogat respectiv sărac kJkg
0C se citeşte din grafice din literatură la temperatura medie a temperaturilor respective
Temperatura cu care iese absorbantul regenerat din schimbul de căldură se presupune ca fiind
0
XT 85 C și se verifică cu relația (223)
31
026090139 395 (80 50) 2494916 41(115 Tx) Tx 84776 C
Temperatura 0
XT 85 C presupusă s-a verificat deoarece relația (223) s-a verificat icircn
limita unei erori impuse (lt2)
242 Determinarea necesarului de apă de răcire la răcitorul suplimentar
Conform schemei tehnologice icircn instalaţie există un răcitor suplimentar al fluxului de
absorbant sărac cu rolul de a răci absorbantul sărac de la temperatura Tx la temperatura T0
Pentru calculul debitului de apă de răcire la răcitorul suplimentar se scrie relația (224) de
bilanț termic icircn jurul schimbătorului de căldură 2 din schema din Anexa 4
TT TT 0x eiapa apa 0 apa apa 0L Ls0 0s s
G h L h G h L h (224)
Din relaţia (224) se obține că
0 p x 0s L0apa T Te i
apa apa
L c T T
Gh h
(225)
unde T Te iapa apah h reprezintă entalpiile apei de răcire la temperatura de intrare respectiv de ieşire
icircn kJkg
Gapa ndash reprezintă debitul de apă de răcire kgh
pL0
c - reprezintă căldura specifică medie a soluţiei de absorbant sărac hJkg0C
Se citeşte din grafice din literatură la temperatura medie aritmetică a temperaturilor
respective
0575 Cp
L0
c 399 kJkg0C
Consideracircnd că apa intră cu temperatura de 280C şi iese cu 40
0C necesarul de apă de
răcire la răcitorul suplimentar se calculează cu relația (225)
apa
2494916 399 85 30G 109152575
1675 11734
kgh
32
243 Determinarea necesarului de abur saturat la refierbător
Cunoscacircnd sarcina refierbătorului coloanei de stripare se poate calcula și debitul de abur
la refierbător GB
BB T Ti e
apaabur
QG
H h
(226)
unde T Ti e
apaaburH h - reprezintă entalpia aburului apei la intrarea ieşirea icircn refierbător kJkg
care se citeşte din tabele din literatură
Consideracircnd că se foloseşte abur de 6 bar şi temperatura de 1600C debitul de abur la
refierbător GB se calculează cu relația (226)
B
1013066045G 4872618
27533 6742
kgh
33
3 AUTOMATIZAREA INSTALAŢIEI DE ELIMINARE A
HIDROGENULUI SULFURAT
Prin automatizarea instalaţiei de eliminare a H2S prin absorbţie icircn soluţie apoasă de MEA
icircn cadrul acestui proiect se icircnţelege
- implementarea structurilor de reglare a parametrilor de regim pe cele două coloane
o presiune la coloana de absorbţie
o presiune şi temperatură la coloana de desorbţie
- implementarea structurilor de reglare a debitelor
o fluxului de gaz bogat la intrarea icircn coloana de absorbţie
o fluxului de absorbant sărac la intrarea icircn coloana de absorbţie
o fluxului de absorbant bogat la intrarea icircn coloana de desorbţie
- implementarea structurilor de reglare a nivelului
o la baza coloanei de absorbţie
o la baza coloanei de desorbţie
o icircn vasul de reflux
34
BIBLIOGRAFIE
1 PROII Reference Manual
2 Marinoiu V Paraschiv N Automatizarea proceselor chimice vol 2 Editura Tehnică
1992
3 Reid RC Prausnitz JMPolingB The Properties of Gases and Liquids vol2
4 Robu V I Procese şi Aparate de Separare icircn Industria Petrolului şi Petrochimie Editura
Didactică şi Pedagogică Bucureşti 1968 pg 398
5 Şomoghi V şa Proprietăţi fizice utilizate icircn calcule termice şi fluidodinamice UPG
Ploieşti 1997
6 Strătulă C Fracţionarea Principii şi Metode de Calcul Ed Tehnică Bucureşti 1986
7 Strătulă C Purificarea gazelor Editura Ştiinţifică şi Enciclopedică Bucureşti
1984pg83131141143-148158161175-177179192255-258321-
327442451-452447-448
8 Suciu G C (coordonator) Ingineria prelucrării hidrocarburilor vol3 editura Tehnică
Bucureşti 1987 pg163
9 Suciu G C (coordonator) Ingineria prelucrării hidrocarburilor vol1 editura Tehnică
Bucureşti 1977
10 Taran C Strătulă C Procedee difuzionale de separare vol 12 IPG Ploieşti 1979
35
Anexe
Anexa 1 Determinarea numărului de talere teoretice prin metoda grafică pentru coloana
de absorbţie a H2S icircn soluţii apoase de MEA
36
Anexa 2 Determinarea numărului de talere teoretice prin metoda grafică pentru coloana
de desorbţie a H2S din soluţii apoase de MEA
37
Anexa 3 Variaţia debitului de abur de-a lungul coloanei de desorbţie
38
Anexa 4 Schema tehnologică de eliminare a H2S
39
Anexa 5 Schema automatizată a instalaţiei de eliminare a H2S
40
Anexa 6 Schema tehnologica a instalatiei clasice de eliminare a gazelor acide prin
absorbtie in solutii apoase se amine
1-coloana de absorbtie
2-racitor
3-schimbator de caldura intre solutia bogata si solutia saraca de amina
4-coloana de desorbtie
5-refierbator
6-condensator
7-vas de reflux
8-vas de completare cu absorbant
19
Icircn figura 2 semnificaţia simbolurilor este
Lo- reprezintatilde fluxul absorbant kmolih
LR ndash refluxul concentrate icircn apatildekmolih
Xn ndash concentraţia H2S icircn absorbantul bogat kmoli H2S kmol MEA
Xo ndash concentraţia H2S icircn absorbantul sărac kmoli H2S kmol MEA
YB- ndash concentraţia H2S icircn abur la ieşirea din refierbatildetor kmol H2S kmol abur
Yv- ndash concentraţia H2S icircn abur la ieşirea din coloanatilde kmol H2S kmol abur
Algoritmul de calcul al coloanei de desorbție are următoarele etape
1 se determină temperatura la vacircrful coloanei se efectuează bilanțul termic pe coloană
și se calculează debitul de vapori de stripare precum și consumul de abur la
refierbător
2 se calculează temperatura medie pe coloana de desorbție și la această temperatură se
obțin datele de echilibru pentru sistemul solut-absorbant
3 se determină diametrul și icircnălțimea coloanei cu metodologia specifică tipului de
dispozitive de contactare (talere sau umplutură)
21 Bilanțul termic și regimul de temperaturi
Pentru determinarea temperaturii la vacircrful coloanei de desorbţie se pleacă de la faptul că icircn
condiţii de echilibru presiunea parţială a aburului (component majoritar la vacircrful coloanei) este egală cu
presiunea de vapori a apei Presiunea parţială a solutului ( H S2p ) este dată de legea lui Dalton
2
Tv
H S v abur apaP P y P (21)
unde PV reprezintă presiunea la vacircrful coloanei de desorbţie bar (din datele de proiectare)
20
TvapaP - presiunea de vapori a apei la temperatura de vacircrf
yabur - reprezintă fracţia molară de abur calculată cu relaţia (22)
Rabur R
R H S2
Ly
L G
(22)
LR ndash debitul de reflux calculat cu relaţia (23)
RR H S2
L R G (23)
R ndash raţia de reflux (din datele de proiectare)
RH S2
G - debitul de H2S absorbit kmoli
RL 3 33558 100674 kmolh 1812132kgh apă
abur
100674y 075
100674 33558
fracţii molare abur
TvH S apa2
p 12 075 09bar 750 675 mmHg P
Temperatura la vacircrf se calculează cu relaţia lui Antoine (24)
v
Tvapa
TC
BAlnP
(24)
unde
ABC reprezintă constantele lui Antoine pentru apă
ln v
v
381644675 183036 T 97 C
4613 T
Temperatura de intrare Tf a absorbantului bogat icircn coloană este egală cu temperatura
de ieşire după schimbul de căldură cu absorbantul sărac de la baza coloanei de desorbţie se alege
Tf =80ordmC
21
Temperatura medie pe coloană se calculează ca media aritmetică icircntre temperatura
din vacircrf şi temperatura din bază (din datele de proiectare)
0B Vm
T T 115 97T 106 C
2 2
Presiunea medie se calculează ca medie aritmetică icircntre presiunea din vacircrf şi
presiunea din bază (din datele de proiectare)
B Vm
P P 12 14P 13bar
2 2
Pentru stabilirea sarcinii termice a refierbătorului respectiv consumul de abur VB se
efectuează un bilanţ termic pe coloana de desorbţie conform conturului I din figura 2
T TT T T TR RV Vf f R B0s H S R B 0 H S 0sL H S L V H S L2 2os 2 R o 2 os
L h G h L h Q V H G H L h (25)
unde
f
os
T
Lh - entalpia soluţiei de absorbant la temperatura Tf kJk
0V - debitul de vapori de apă de la vacircrful coloanei kgh
V
o
T
VH - entalpia vaporilor de apă la temperatura TV kJkg
RL - debitul de reflux (apă) (V0=LR) kgh
R
R
T
Lh - entalpia refluxului la temperatura TR kJkg
B
os
T
Lh - entalpia soluţiei de absorbant la temperatura din refierbător kJkg
22
Relaţia (25) se poate scrie ţinacircnd seama de căldurile specifice
)TT(cL)hh(L fBp0T
L
T
L0S0LS
f
S0
B
S0S
(26)
Neglijacircnd diferenţa de temperaturi (Tv-Tf) se poate scrie
T TR R V fH S R H S H S H S2 2 2 2
G H G (H h ) (27)
Ținacircnd cont de relațiile (26) și (27) relația (25) devine
T T RV R
B 0 p B f 0 H S RV LS L0 20 RSQ L c (T T ) V (H h ) G H (28)
Se calculează sarcina termică a refierbătorului cu relația (28)
V
0
T
VH - entalpia vaporilor de apă la temperatura TV=97ordmC s-a citit din tabele din literatură kJkg
V
0
T
VH 26715 kJ kg
R
R
T
Lh - entalpia refluxului la temperatura TR=60ordmC s-a citit din tabele din literatură kJkg
R
R
T
Lh = 2511 kJkg
pLos
c -se citeşte din grafice din literatură icircn funcţie de temperatura medie aritmetică icircntre TB şi
TR şi concentraţia soluţiei de MEA
0
pLos
c 41kJ kg C
RH se citeşte din tabele din literatură icircn funcţie de tipul absorbantului
RH = 1910 kJkg
Debitele masice ale fluxurilor implicate s-au calculat anterior
BQ 24845433 41 115 80 1812132 26715 2511 1140972 1910 1013066045kJ h
23
Cunoscacircnd sarcina refierbătorului se poate calcula debitul de vapori VB
B
TV
BB
l
QV (29)
unde
BTVl reprezintă căldura latentă de vaporizare a lichidului din refierbător icircn kJkg şi se calculează
cu relaţia (210)
)y1(lyll BBBT
aminaTapa
TV (210)
BTapal - căldura latentă de vaporizare a apei la temperatura TB kJkg
BT
a minal - căldura latentă de vaporizare a aminei la temperatura TB kJkg
y ndash fracţia molară a apei icircn vaporii VB la echilibru cu soluţia apoasă de amină care se calculează
conform indicațiilor din literatură
Pentru a calcula debitul de vapori VB cu relația (29) se calculează BT
Vl cu relația (210)
Fracția molară a apei icircn vaporii VB la echilibru cu soluția apoasă de amină se determină astfel
pentru o soluţie care conţine 15 masa amină şi 85 masă apă se citeşte din grafice din
literatură compoziţia apei icircn fază vapori şi se obţine 99 masă se transformă compoziţia fazei
vapori din masă icircn fracţii molare şi se găseşte y=0997 fracţii molare apă
BT
Vl (27048 4867) 0997 892 (1 0997) 2214kJ kg
B
1013066045 4575727kg hV 254207kmol h
2214 18
Debitul de abur la refierbător GB se calculează consideracircnd că se foloseşte abur de 5
bar şi temperatura de 115ordmC
24
10130660454872618
27533 6742BG
kgh
22 Determinarea numărului de talere teoretice din coloana de desorbţie
Numărul de talere teoretice se determină prin metoda grafică simplificată bazată pe
curba de echilibru pentru sistemul H2S-MEA la temperatura și presiunea medie din coloană şi pe
dreapta de operare Curba de echilibru Y-X se calculează pornind de la valorile presiunii parţiale
H2S citite din grafice din literatură pentru diferite valori de X şi la temperatura medie pe coloana
de desorbţie Tm=106ordmC Rezultatele obținute sunt prezentate icircn tabelul 21
Tabel 21 Calculul curbei de echilibru pentru coloana de desorbţie
2XkmoliH S kmoliMEA 2H Sp bar
2H S my p p
2
Y y (l y)
kmoliH S kmolabur
X0=005 34 10 330770 10 3
BY 308 10
01 215 10 21154 10 21167 10
02 275 10 25770 10 26123 10
03 121 10 11615 10 11926 10
04 15 10 13846 10 16250 10
05 17 10 15385 10 1167
Xn=06 195 10 17308 10 2715
Dreapta de operare trece prin punctele definite de concentraţiile fluxurilor icircn contracurent
la extremităţile coloanei si anume punctul A (Xn Yf) şi punctul B (X1 Yb) Concentraţia Yf se
calculează cu relaţia (211)
25
R
RSH
fL
GY 2 (211)
f 2
33558Y 0333 kmol H S kmol abur
100674
Concentraţia Yb se citeşte din curba de echilibru X-Y la valoarea lui X0 = 005
kmoliH2SkmoliMEA Se obține Yb = 000308 kmoliH2Skmoli abur
Concentraţia X1 se stabileşte prin bilanţ material pe conturul II din figura 2
0B0
B1 XY
L
VX (212)
Concentraţia X1 se calculează cu relația (212)
1 2
245207X 000308 005 00624kmolH S kmolMEA
610153
Calculul lor se face cu ecuația dreptei de operare (213) dacircnd valorile lui X icircntre X1 și Xn
01 B
LY (X X ) Y
V (213)
Icircn relația (213) se va ține seama că icircn zona de stripare debitul de vapori scade liniar icircntre
BV și 0V S-a reprezentat ghrafic icircn anexa 3 variația liniară a debitului de vapori cu
concentrația X icircntre punctele de coordonate A (06100674) și B (00624 245207)
Din acest grafic se citesc valorile lui V pentru diferite valori ale lui X cuprinse icircntre X1 și
Xn și se introduc icircn ecuația dreptei de operare Rezultatele sunt prerzentate icircn tabelul 22
26
Tabel 22 Calculul curbei de operare pentru coloana de desorbţie
X
kmol H2S kmol MEA b1V
LYXXY 0
kmol H2S kmol abur
V(grafic hr millimetrica)
X1=00624 3
BY 308 10 245207
01 21314 10 234
02 24464 10 207
03 28499 10 181
04 11390 10 1545
05 12150 10 127
Xn=06 1
fY 333 10 100674
Se reprezintă icircn acelaşi grafic icircn coordonate Y-X atacirct curba de echilibru cacirct şi curba
de operare şi se duc orizontale şi verticale pornind de la punctul B la punctul A Numărul de
orizontale reprezintă necesarul de echilibre pentru absorbţia respectivă şi s-au obţinut 8 talere
teoretice (vezi graficul din Anexa 2)
23 Dimensionarea coloanei de desorbţie
231 Diametrul coloanei de desorbţie
Coloana de desorbţie este echipată tot cu talere cu supape de acelaşi tip ca la coloana de
absorbţie
Calculul diametrului se face atacirct icircn zona superioară cacirct şi icircn cea inferioară a coloanei de
desorbţie conform metodologiei Glitsch
Calculul diametrului icircn zona superioară
Sarcina maximă de vapori icircn zona superioară este
Rmax 0 H S2
V V G 100674 33558 134232kmoli h
Debitul maxim de lichid este
max RL L 100674 18 1812132kg h apă
27
Masa molară medie a vaporilor de la vacircrful coloanei de desorbţie se calculează cu relaţia
v H S f abur f2M M y M 1 y (214)
unde
ff
f
y 0333y 025
1 y 1 0333
fracţii molare H2S
VM 34025+18(1-025)=22 kgkmol
Densitatea vaporilor se calculează cu relaţia
vv
v
v
P M 12 220860
R T 0083 273 97
kg m
3
Debitul masic de vapori este
VG maxV V M 134232 22 2953104 kg h
Aplicacircnd legea generală a gazelor se calculează debitul volumic de vapori
max
134232 22V 0954
0860 3600
m
3 s
Densitatea soluţiei de absorbant este ρl = 975 kg m3 şi s-a citit din grafice din literatură la
temperatura Tf
Debitul maxim de vapori corectat se calculează cu relaţia (215)
05
vc
l v
V V
(215)
05
c
0860V 0954 00283
975 0860
m
3s
Debitul maxim de lichid la vacircrful coloanei este
nmax os
L L 26090139 kg h soluţie absorbant bogat
Se calculează debitul volumic de soluţie de absorbant bogat
26090139L 0446
60 975
m
3 min
Din grafice din literatură se citeşte CAF pentru ρv=0860 kgm3 şi s=06 m şi se obţine CAF=04
28
Se aplică următoarele relaţii
LB 005575
NP FI FS CAF
(216)
c
d
328VLC
30v FI FS CAF
(217)
05
2
c
B B 314CD
1571
(218)
unde NP=1 FIcirc=055 FS=07 vd= 005 ms CAF = 04
0446B 005575 0161
1 055 07 04
0446 328 00283C 0900
30 005 055 07 04
05
20161 0161 314 0900D 1586
1571
m
Calculul diametrului icircn zona inferioară
Sarcina maximă de vapori este
max BV V 245207kmol h 18 4413726 kgh
Debitul maxim de lichid este
1max os
L L 2494916 kgh soluţie absorbant sărac
Densitatea vaporilor se citeşte din literatură la temperatura din bază consideracircnd că
vaporii sunt alcătuiţi numai din abur ρv = 0965 kgm3
Se calculează debitul volumic de vapori
max
4413726V 1271
0965 3600
m
3s
Densitatea soluţiei de MEA 15 masă la temperatura de TB sbquo 1150C este
l 9404 kgm3
Se calculează debitul maxim de vapori corectat cu relaţia (215)
29
05
c
0965V 1271 00407
9404 0965
m
3s
Se calculează debitul volumic de soluţie de absorbant
2494916L 0442
9404 60
m
3 min
Din grafice din literatură se citeşte CAF pentru ρv = 0965 kgm3 şi s= 06m şi se obţine
CAF = 041
Se aplică relaţiile 216217218
0442B 005575 0156
1 055 07 041
0442 328 00407C 1140
30 005 055 07 041
05
20156 0156 314 1140Dc 1752
1571
m
Deoarece diferenţa icircntre diametrul zonei superioare şi cel al zonei inferioare nu este mai
mare de 02 m icircntreaga coloană se construieşte cu diametrul zonei inferioare
232 Icircnălţimea coloanei de desorbţie
Icircnălţimea coloanei de desorbţie se calculează cu relaţia (219)
c TR v bI N 1 s I I (219)
Eficacitatea medie globală se estimează ca fiind 25 Numărul real de talere din coloană se
calculează cu relaţia
TTTR
m
N 8N 32
E 025 talere reale
cI 32 1 06 1 15 211 m
30
24 Determinarea necesarului de agenți termici din instalație
241 Calculul schimbului termic absorbant sărac-absorbant bogat
Deoarece absorbantul sărac iese din refierbătorul de la baza coloanei de fracționare ca
lichid la punct de fierbere cu temperatura Tb= 1150C şi trebuie să intre pe la vacircrful coloanei de
absorbţie cu temperatura T0=300C se impune ca acest flux termic să fie valorificat pentru a
realiza schimbul de căldură cu absorbantul bogat care iese de la baza coloanei de absorbţie cu
temperatura Tn = 500C şi care trebuie să intre ca flux de alimentare icircn coloana de stripare la
temperatura de Tf = 800C
Temperatura Tx cu care iese absorbantul sărac din schimbul de căldură se şi apoi se
verifică prin bilanţ termic icircn jurul schimbătorului de căldură 3 din schema din anexa 4
T T Tn nb n xo 0 0 LL L Ls n 0o n 0ss s00
L h L h L h L h (220)
Deoarece icircn literatură nu există date de entalpii pentru soluţiile de amine ci numai date
de călduri specifice putem scrie următoarele relaţii
TTb x0 L 0 p b xLs 0 s0s Ls 0
L h h L c T T (221)
T Tn nf n0 0 p f nL LS 0 n Ln 0 0
L h h L c T T
(222)
Ținacircnd cont de relațiile (221) și (222) relația(220) se poate scrie
n0 p f n 0 p b xsL L0 0
L c T T L c T T (223)
unde 0sL - debitul soluţiei de absorbant sărac kgh
n0L - debitul de absorbant bogat kgh
pL0
c - căldura specifică medie a soluţiei de absorbant bogat respectiv sărac kJkg
0C se citeşte din grafice din literatură la temperatura medie a temperaturilor respective
Temperatura cu care iese absorbantul regenerat din schimbul de căldură se presupune ca fiind
0
XT 85 C și se verifică cu relația (223)
31
026090139 395 (80 50) 2494916 41(115 Tx) Tx 84776 C
Temperatura 0
XT 85 C presupusă s-a verificat deoarece relația (223) s-a verificat icircn
limita unei erori impuse (lt2)
242 Determinarea necesarului de apă de răcire la răcitorul suplimentar
Conform schemei tehnologice icircn instalaţie există un răcitor suplimentar al fluxului de
absorbant sărac cu rolul de a răci absorbantul sărac de la temperatura Tx la temperatura T0
Pentru calculul debitului de apă de răcire la răcitorul suplimentar se scrie relația (224) de
bilanț termic icircn jurul schimbătorului de căldură 2 din schema din Anexa 4
TT TT 0x eiapa apa 0 apa apa 0L Ls0 0s s
G h L h G h L h (224)
Din relaţia (224) se obține că
0 p x 0s L0apa T Te i
apa apa
L c T T
Gh h
(225)
unde T Te iapa apah h reprezintă entalpiile apei de răcire la temperatura de intrare respectiv de ieşire
icircn kJkg
Gapa ndash reprezintă debitul de apă de răcire kgh
pL0
c - reprezintă căldura specifică medie a soluţiei de absorbant sărac hJkg0C
Se citeşte din grafice din literatură la temperatura medie aritmetică a temperaturilor
respective
0575 Cp
L0
c 399 kJkg0C
Consideracircnd că apa intră cu temperatura de 280C şi iese cu 40
0C necesarul de apă de
răcire la răcitorul suplimentar se calculează cu relația (225)
apa
2494916 399 85 30G 109152575
1675 11734
kgh
32
243 Determinarea necesarului de abur saturat la refierbător
Cunoscacircnd sarcina refierbătorului coloanei de stripare se poate calcula și debitul de abur
la refierbător GB
BB T Ti e
apaabur
QG
H h
(226)
unde T Ti e
apaaburH h - reprezintă entalpia aburului apei la intrarea ieşirea icircn refierbător kJkg
care se citeşte din tabele din literatură
Consideracircnd că se foloseşte abur de 6 bar şi temperatura de 1600C debitul de abur la
refierbător GB se calculează cu relația (226)
B
1013066045G 4872618
27533 6742
kgh
33
3 AUTOMATIZAREA INSTALAŢIEI DE ELIMINARE A
HIDROGENULUI SULFURAT
Prin automatizarea instalaţiei de eliminare a H2S prin absorbţie icircn soluţie apoasă de MEA
icircn cadrul acestui proiect se icircnţelege
- implementarea structurilor de reglare a parametrilor de regim pe cele două coloane
o presiune la coloana de absorbţie
o presiune şi temperatură la coloana de desorbţie
- implementarea structurilor de reglare a debitelor
o fluxului de gaz bogat la intrarea icircn coloana de absorbţie
o fluxului de absorbant sărac la intrarea icircn coloana de absorbţie
o fluxului de absorbant bogat la intrarea icircn coloana de desorbţie
- implementarea structurilor de reglare a nivelului
o la baza coloanei de absorbţie
o la baza coloanei de desorbţie
o icircn vasul de reflux
34
BIBLIOGRAFIE
1 PROII Reference Manual
2 Marinoiu V Paraschiv N Automatizarea proceselor chimice vol 2 Editura Tehnică
1992
3 Reid RC Prausnitz JMPolingB The Properties of Gases and Liquids vol2
4 Robu V I Procese şi Aparate de Separare icircn Industria Petrolului şi Petrochimie Editura
Didactică şi Pedagogică Bucureşti 1968 pg 398
5 Şomoghi V şa Proprietăţi fizice utilizate icircn calcule termice şi fluidodinamice UPG
Ploieşti 1997
6 Strătulă C Fracţionarea Principii şi Metode de Calcul Ed Tehnică Bucureşti 1986
7 Strătulă C Purificarea gazelor Editura Ştiinţifică şi Enciclopedică Bucureşti
1984pg83131141143-148158161175-177179192255-258321-
327442451-452447-448
8 Suciu G C (coordonator) Ingineria prelucrării hidrocarburilor vol3 editura Tehnică
Bucureşti 1987 pg163
9 Suciu G C (coordonator) Ingineria prelucrării hidrocarburilor vol1 editura Tehnică
Bucureşti 1977
10 Taran C Strătulă C Procedee difuzionale de separare vol 12 IPG Ploieşti 1979
35
Anexe
Anexa 1 Determinarea numărului de talere teoretice prin metoda grafică pentru coloana
de absorbţie a H2S icircn soluţii apoase de MEA
36
Anexa 2 Determinarea numărului de talere teoretice prin metoda grafică pentru coloana
de desorbţie a H2S din soluţii apoase de MEA
37
Anexa 3 Variaţia debitului de abur de-a lungul coloanei de desorbţie
38
Anexa 4 Schema tehnologică de eliminare a H2S
39
Anexa 5 Schema automatizată a instalaţiei de eliminare a H2S
40
Anexa 6 Schema tehnologica a instalatiei clasice de eliminare a gazelor acide prin
absorbtie in solutii apoase se amine
1-coloana de absorbtie
2-racitor
3-schimbator de caldura intre solutia bogata si solutia saraca de amina
4-coloana de desorbtie
5-refierbator
6-condensator
7-vas de reflux
8-vas de completare cu absorbant
20
TvapaP - presiunea de vapori a apei la temperatura de vacircrf
yabur - reprezintă fracţia molară de abur calculată cu relaţia (22)
Rabur R
R H S2
Ly
L G
(22)
LR ndash debitul de reflux calculat cu relaţia (23)
RR H S2
L R G (23)
R ndash raţia de reflux (din datele de proiectare)
RH S2
G - debitul de H2S absorbit kmoli
RL 3 33558 100674 kmolh 1812132kgh apă
abur
100674y 075
100674 33558
fracţii molare abur
TvH S apa2
p 12 075 09bar 750 675 mmHg P
Temperatura la vacircrf se calculează cu relaţia lui Antoine (24)
v
Tvapa
TC
BAlnP
(24)
unde
ABC reprezintă constantele lui Antoine pentru apă
ln v
v
381644675 183036 T 97 C
4613 T
Temperatura de intrare Tf a absorbantului bogat icircn coloană este egală cu temperatura
de ieşire după schimbul de căldură cu absorbantul sărac de la baza coloanei de desorbţie se alege
Tf =80ordmC
21
Temperatura medie pe coloană se calculează ca media aritmetică icircntre temperatura
din vacircrf şi temperatura din bază (din datele de proiectare)
0B Vm
T T 115 97T 106 C
2 2
Presiunea medie se calculează ca medie aritmetică icircntre presiunea din vacircrf şi
presiunea din bază (din datele de proiectare)
B Vm
P P 12 14P 13bar
2 2
Pentru stabilirea sarcinii termice a refierbătorului respectiv consumul de abur VB se
efectuează un bilanţ termic pe coloana de desorbţie conform conturului I din figura 2
T TT T T TR RV Vf f R B0s H S R B 0 H S 0sL H S L V H S L2 2os 2 R o 2 os
L h G h L h Q V H G H L h (25)
unde
f
os
T
Lh - entalpia soluţiei de absorbant la temperatura Tf kJk
0V - debitul de vapori de apă de la vacircrful coloanei kgh
V
o
T
VH - entalpia vaporilor de apă la temperatura TV kJkg
RL - debitul de reflux (apă) (V0=LR) kgh
R
R
T
Lh - entalpia refluxului la temperatura TR kJkg
B
os
T
Lh - entalpia soluţiei de absorbant la temperatura din refierbător kJkg
22
Relaţia (25) se poate scrie ţinacircnd seama de căldurile specifice
)TT(cL)hh(L fBp0T
L
T
L0S0LS
f
S0
B
S0S
(26)
Neglijacircnd diferenţa de temperaturi (Tv-Tf) se poate scrie
T TR R V fH S R H S H S H S2 2 2 2
G H G (H h ) (27)
Ținacircnd cont de relațiile (26) și (27) relația (25) devine
T T RV R
B 0 p B f 0 H S RV LS L0 20 RSQ L c (T T ) V (H h ) G H (28)
Se calculează sarcina termică a refierbătorului cu relația (28)
V
0
T
VH - entalpia vaporilor de apă la temperatura TV=97ordmC s-a citit din tabele din literatură kJkg
V
0
T
VH 26715 kJ kg
R
R
T
Lh - entalpia refluxului la temperatura TR=60ordmC s-a citit din tabele din literatură kJkg
R
R
T
Lh = 2511 kJkg
pLos
c -se citeşte din grafice din literatură icircn funcţie de temperatura medie aritmetică icircntre TB şi
TR şi concentraţia soluţiei de MEA
0
pLos
c 41kJ kg C
RH se citeşte din tabele din literatură icircn funcţie de tipul absorbantului
RH = 1910 kJkg
Debitele masice ale fluxurilor implicate s-au calculat anterior
BQ 24845433 41 115 80 1812132 26715 2511 1140972 1910 1013066045kJ h
23
Cunoscacircnd sarcina refierbătorului se poate calcula debitul de vapori VB
B
TV
BB
l
QV (29)
unde
BTVl reprezintă căldura latentă de vaporizare a lichidului din refierbător icircn kJkg şi se calculează
cu relaţia (210)
)y1(lyll BBBT
aminaTapa
TV (210)
BTapal - căldura latentă de vaporizare a apei la temperatura TB kJkg
BT
a minal - căldura latentă de vaporizare a aminei la temperatura TB kJkg
y ndash fracţia molară a apei icircn vaporii VB la echilibru cu soluţia apoasă de amină care se calculează
conform indicațiilor din literatură
Pentru a calcula debitul de vapori VB cu relația (29) se calculează BT
Vl cu relația (210)
Fracția molară a apei icircn vaporii VB la echilibru cu soluția apoasă de amină se determină astfel
pentru o soluţie care conţine 15 masa amină şi 85 masă apă se citeşte din grafice din
literatură compoziţia apei icircn fază vapori şi se obţine 99 masă se transformă compoziţia fazei
vapori din masă icircn fracţii molare şi se găseşte y=0997 fracţii molare apă
BT
Vl (27048 4867) 0997 892 (1 0997) 2214kJ kg
B
1013066045 4575727kg hV 254207kmol h
2214 18
Debitul de abur la refierbător GB se calculează consideracircnd că se foloseşte abur de 5
bar şi temperatura de 115ordmC
24
10130660454872618
27533 6742BG
kgh
22 Determinarea numărului de talere teoretice din coloana de desorbţie
Numărul de talere teoretice se determină prin metoda grafică simplificată bazată pe
curba de echilibru pentru sistemul H2S-MEA la temperatura și presiunea medie din coloană şi pe
dreapta de operare Curba de echilibru Y-X se calculează pornind de la valorile presiunii parţiale
H2S citite din grafice din literatură pentru diferite valori de X şi la temperatura medie pe coloana
de desorbţie Tm=106ordmC Rezultatele obținute sunt prezentate icircn tabelul 21
Tabel 21 Calculul curbei de echilibru pentru coloana de desorbţie
2XkmoliH S kmoliMEA 2H Sp bar
2H S my p p
2
Y y (l y)
kmoliH S kmolabur
X0=005 34 10 330770 10 3
BY 308 10
01 215 10 21154 10 21167 10
02 275 10 25770 10 26123 10
03 121 10 11615 10 11926 10
04 15 10 13846 10 16250 10
05 17 10 15385 10 1167
Xn=06 195 10 17308 10 2715
Dreapta de operare trece prin punctele definite de concentraţiile fluxurilor icircn contracurent
la extremităţile coloanei si anume punctul A (Xn Yf) şi punctul B (X1 Yb) Concentraţia Yf se
calculează cu relaţia (211)
25
R
RSH
fL
GY 2 (211)
f 2
33558Y 0333 kmol H S kmol abur
100674
Concentraţia Yb se citeşte din curba de echilibru X-Y la valoarea lui X0 = 005
kmoliH2SkmoliMEA Se obține Yb = 000308 kmoliH2Skmoli abur
Concentraţia X1 se stabileşte prin bilanţ material pe conturul II din figura 2
0B0
B1 XY
L
VX (212)
Concentraţia X1 se calculează cu relația (212)
1 2
245207X 000308 005 00624kmolH S kmolMEA
610153
Calculul lor se face cu ecuația dreptei de operare (213) dacircnd valorile lui X icircntre X1 și Xn
01 B
LY (X X ) Y
V (213)
Icircn relația (213) se va ține seama că icircn zona de stripare debitul de vapori scade liniar icircntre
BV și 0V S-a reprezentat ghrafic icircn anexa 3 variația liniară a debitului de vapori cu
concentrația X icircntre punctele de coordonate A (06100674) și B (00624 245207)
Din acest grafic se citesc valorile lui V pentru diferite valori ale lui X cuprinse icircntre X1 și
Xn și se introduc icircn ecuația dreptei de operare Rezultatele sunt prerzentate icircn tabelul 22
26
Tabel 22 Calculul curbei de operare pentru coloana de desorbţie
X
kmol H2S kmol MEA b1V
LYXXY 0
kmol H2S kmol abur
V(grafic hr millimetrica)
X1=00624 3
BY 308 10 245207
01 21314 10 234
02 24464 10 207
03 28499 10 181
04 11390 10 1545
05 12150 10 127
Xn=06 1
fY 333 10 100674
Se reprezintă icircn acelaşi grafic icircn coordonate Y-X atacirct curba de echilibru cacirct şi curba
de operare şi se duc orizontale şi verticale pornind de la punctul B la punctul A Numărul de
orizontale reprezintă necesarul de echilibre pentru absorbţia respectivă şi s-au obţinut 8 talere
teoretice (vezi graficul din Anexa 2)
23 Dimensionarea coloanei de desorbţie
231 Diametrul coloanei de desorbţie
Coloana de desorbţie este echipată tot cu talere cu supape de acelaşi tip ca la coloana de
absorbţie
Calculul diametrului se face atacirct icircn zona superioară cacirct şi icircn cea inferioară a coloanei de
desorbţie conform metodologiei Glitsch
Calculul diametrului icircn zona superioară
Sarcina maximă de vapori icircn zona superioară este
Rmax 0 H S2
V V G 100674 33558 134232kmoli h
Debitul maxim de lichid este
max RL L 100674 18 1812132kg h apă
27
Masa molară medie a vaporilor de la vacircrful coloanei de desorbţie se calculează cu relaţia
v H S f abur f2M M y M 1 y (214)
unde
ff
f
y 0333y 025
1 y 1 0333
fracţii molare H2S
VM 34025+18(1-025)=22 kgkmol
Densitatea vaporilor se calculează cu relaţia
vv
v
v
P M 12 220860
R T 0083 273 97
kg m
3
Debitul masic de vapori este
VG maxV V M 134232 22 2953104 kg h
Aplicacircnd legea generală a gazelor se calculează debitul volumic de vapori
max
134232 22V 0954
0860 3600
m
3 s
Densitatea soluţiei de absorbant este ρl = 975 kg m3 şi s-a citit din grafice din literatură la
temperatura Tf
Debitul maxim de vapori corectat se calculează cu relaţia (215)
05
vc
l v
V V
(215)
05
c
0860V 0954 00283
975 0860
m
3s
Debitul maxim de lichid la vacircrful coloanei este
nmax os
L L 26090139 kg h soluţie absorbant bogat
Se calculează debitul volumic de soluţie de absorbant bogat
26090139L 0446
60 975
m
3 min
Din grafice din literatură se citeşte CAF pentru ρv=0860 kgm3 şi s=06 m şi se obţine CAF=04
28
Se aplică următoarele relaţii
LB 005575
NP FI FS CAF
(216)
c
d
328VLC
30v FI FS CAF
(217)
05
2
c
B B 314CD
1571
(218)
unde NP=1 FIcirc=055 FS=07 vd= 005 ms CAF = 04
0446B 005575 0161
1 055 07 04
0446 328 00283C 0900
30 005 055 07 04
05
20161 0161 314 0900D 1586
1571
m
Calculul diametrului icircn zona inferioară
Sarcina maximă de vapori este
max BV V 245207kmol h 18 4413726 kgh
Debitul maxim de lichid este
1max os
L L 2494916 kgh soluţie absorbant sărac
Densitatea vaporilor se citeşte din literatură la temperatura din bază consideracircnd că
vaporii sunt alcătuiţi numai din abur ρv = 0965 kgm3
Se calculează debitul volumic de vapori
max
4413726V 1271
0965 3600
m
3s
Densitatea soluţiei de MEA 15 masă la temperatura de TB sbquo 1150C este
l 9404 kgm3
Se calculează debitul maxim de vapori corectat cu relaţia (215)
29
05
c
0965V 1271 00407
9404 0965
m
3s
Se calculează debitul volumic de soluţie de absorbant
2494916L 0442
9404 60
m
3 min
Din grafice din literatură se citeşte CAF pentru ρv = 0965 kgm3 şi s= 06m şi se obţine
CAF = 041
Se aplică relaţiile 216217218
0442B 005575 0156
1 055 07 041
0442 328 00407C 1140
30 005 055 07 041
05
20156 0156 314 1140Dc 1752
1571
m
Deoarece diferenţa icircntre diametrul zonei superioare şi cel al zonei inferioare nu este mai
mare de 02 m icircntreaga coloană se construieşte cu diametrul zonei inferioare
232 Icircnălţimea coloanei de desorbţie
Icircnălţimea coloanei de desorbţie se calculează cu relaţia (219)
c TR v bI N 1 s I I (219)
Eficacitatea medie globală se estimează ca fiind 25 Numărul real de talere din coloană se
calculează cu relaţia
TTTR
m
N 8N 32
E 025 talere reale
cI 32 1 06 1 15 211 m
30
24 Determinarea necesarului de agenți termici din instalație
241 Calculul schimbului termic absorbant sărac-absorbant bogat
Deoarece absorbantul sărac iese din refierbătorul de la baza coloanei de fracționare ca
lichid la punct de fierbere cu temperatura Tb= 1150C şi trebuie să intre pe la vacircrful coloanei de
absorbţie cu temperatura T0=300C se impune ca acest flux termic să fie valorificat pentru a
realiza schimbul de căldură cu absorbantul bogat care iese de la baza coloanei de absorbţie cu
temperatura Tn = 500C şi care trebuie să intre ca flux de alimentare icircn coloana de stripare la
temperatura de Tf = 800C
Temperatura Tx cu care iese absorbantul sărac din schimbul de căldură se şi apoi se
verifică prin bilanţ termic icircn jurul schimbătorului de căldură 3 din schema din anexa 4
T T Tn nb n xo 0 0 LL L Ls n 0o n 0ss s00
L h L h L h L h (220)
Deoarece icircn literatură nu există date de entalpii pentru soluţiile de amine ci numai date
de călduri specifice putem scrie următoarele relaţii
TTb x0 L 0 p b xLs 0 s0s Ls 0
L h h L c T T (221)
T Tn nf n0 0 p f nL LS 0 n Ln 0 0
L h h L c T T
(222)
Ținacircnd cont de relațiile (221) și (222) relația(220) se poate scrie
n0 p f n 0 p b xsL L0 0
L c T T L c T T (223)
unde 0sL - debitul soluţiei de absorbant sărac kgh
n0L - debitul de absorbant bogat kgh
pL0
c - căldura specifică medie a soluţiei de absorbant bogat respectiv sărac kJkg
0C se citeşte din grafice din literatură la temperatura medie a temperaturilor respective
Temperatura cu care iese absorbantul regenerat din schimbul de căldură se presupune ca fiind
0
XT 85 C și se verifică cu relația (223)
31
026090139 395 (80 50) 2494916 41(115 Tx) Tx 84776 C
Temperatura 0
XT 85 C presupusă s-a verificat deoarece relația (223) s-a verificat icircn
limita unei erori impuse (lt2)
242 Determinarea necesarului de apă de răcire la răcitorul suplimentar
Conform schemei tehnologice icircn instalaţie există un răcitor suplimentar al fluxului de
absorbant sărac cu rolul de a răci absorbantul sărac de la temperatura Tx la temperatura T0
Pentru calculul debitului de apă de răcire la răcitorul suplimentar se scrie relația (224) de
bilanț termic icircn jurul schimbătorului de căldură 2 din schema din Anexa 4
TT TT 0x eiapa apa 0 apa apa 0L Ls0 0s s
G h L h G h L h (224)
Din relaţia (224) se obține că
0 p x 0s L0apa T Te i
apa apa
L c T T
Gh h
(225)
unde T Te iapa apah h reprezintă entalpiile apei de răcire la temperatura de intrare respectiv de ieşire
icircn kJkg
Gapa ndash reprezintă debitul de apă de răcire kgh
pL0
c - reprezintă căldura specifică medie a soluţiei de absorbant sărac hJkg0C
Se citeşte din grafice din literatură la temperatura medie aritmetică a temperaturilor
respective
0575 Cp
L0
c 399 kJkg0C
Consideracircnd că apa intră cu temperatura de 280C şi iese cu 40
0C necesarul de apă de
răcire la răcitorul suplimentar se calculează cu relația (225)
apa
2494916 399 85 30G 109152575
1675 11734
kgh
32
243 Determinarea necesarului de abur saturat la refierbător
Cunoscacircnd sarcina refierbătorului coloanei de stripare se poate calcula și debitul de abur
la refierbător GB
BB T Ti e
apaabur
QG
H h
(226)
unde T Ti e
apaaburH h - reprezintă entalpia aburului apei la intrarea ieşirea icircn refierbător kJkg
care se citeşte din tabele din literatură
Consideracircnd că se foloseşte abur de 6 bar şi temperatura de 1600C debitul de abur la
refierbător GB se calculează cu relația (226)
B
1013066045G 4872618
27533 6742
kgh
33
3 AUTOMATIZAREA INSTALAŢIEI DE ELIMINARE A
HIDROGENULUI SULFURAT
Prin automatizarea instalaţiei de eliminare a H2S prin absorbţie icircn soluţie apoasă de MEA
icircn cadrul acestui proiect se icircnţelege
- implementarea structurilor de reglare a parametrilor de regim pe cele două coloane
o presiune la coloana de absorbţie
o presiune şi temperatură la coloana de desorbţie
- implementarea structurilor de reglare a debitelor
o fluxului de gaz bogat la intrarea icircn coloana de absorbţie
o fluxului de absorbant sărac la intrarea icircn coloana de absorbţie
o fluxului de absorbant bogat la intrarea icircn coloana de desorbţie
- implementarea structurilor de reglare a nivelului
o la baza coloanei de absorbţie
o la baza coloanei de desorbţie
o icircn vasul de reflux
34
BIBLIOGRAFIE
1 PROII Reference Manual
2 Marinoiu V Paraschiv N Automatizarea proceselor chimice vol 2 Editura Tehnică
1992
3 Reid RC Prausnitz JMPolingB The Properties of Gases and Liquids vol2
4 Robu V I Procese şi Aparate de Separare icircn Industria Petrolului şi Petrochimie Editura
Didactică şi Pedagogică Bucureşti 1968 pg 398
5 Şomoghi V şa Proprietăţi fizice utilizate icircn calcule termice şi fluidodinamice UPG
Ploieşti 1997
6 Strătulă C Fracţionarea Principii şi Metode de Calcul Ed Tehnică Bucureşti 1986
7 Strătulă C Purificarea gazelor Editura Ştiinţifică şi Enciclopedică Bucureşti
1984pg83131141143-148158161175-177179192255-258321-
327442451-452447-448
8 Suciu G C (coordonator) Ingineria prelucrării hidrocarburilor vol3 editura Tehnică
Bucureşti 1987 pg163
9 Suciu G C (coordonator) Ingineria prelucrării hidrocarburilor vol1 editura Tehnică
Bucureşti 1977
10 Taran C Strătulă C Procedee difuzionale de separare vol 12 IPG Ploieşti 1979
35
Anexe
Anexa 1 Determinarea numărului de talere teoretice prin metoda grafică pentru coloana
de absorbţie a H2S icircn soluţii apoase de MEA
36
Anexa 2 Determinarea numărului de talere teoretice prin metoda grafică pentru coloana
de desorbţie a H2S din soluţii apoase de MEA
37
Anexa 3 Variaţia debitului de abur de-a lungul coloanei de desorbţie
38
Anexa 4 Schema tehnologică de eliminare a H2S
39
Anexa 5 Schema automatizată a instalaţiei de eliminare a H2S
40
Anexa 6 Schema tehnologica a instalatiei clasice de eliminare a gazelor acide prin
absorbtie in solutii apoase se amine
1-coloana de absorbtie
2-racitor
3-schimbator de caldura intre solutia bogata si solutia saraca de amina
4-coloana de desorbtie
5-refierbator
6-condensator
7-vas de reflux
8-vas de completare cu absorbant
21
Temperatura medie pe coloană se calculează ca media aritmetică icircntre temperatura
din vacircrf şi temperatura din bază (din datele de proiectare)
0B Vm
T T 115 97T 106 C
2 2
Presiunea medie se calculează ca medie aritmetică icircntre presiunea din vacircrf şi
presiunea din bază (din datele de proiectare)
B Vm
P P 12 14P 13bar
2 2
Pentru stabilirea sarcinii termice a refierbătorului respectiv consumul de abur VB se
efectuează un bilanţ termic pe coloana de desorbţie conform conturului I din figura 2
T TT T T TR RV Vf f R B0s H S R B 0 H S 0sL H S L V H S L2 2os 2 R o 2 os
L h G h L h Q V H G H L h (25)
unde
f
os
T
Lh - entalpia soluţiei de absorbant la temperatura Tf kJk
0V - debitul de vapori de apă de la vacircrful coloanei kgh
V
o
T
VH - entalpia vaporilor de apă la temperatura TV kJkg
RL - debitul de reflux (apă) (V0=LR) kgh
R
R
T
Lh - entalpia refluxului la temperatura TR kJkg
B
os
T
Lh - entalpia soluţiei de absorbant la temperatura din refierbător kJkg
22
Relaţia (25) se poate scrie ţinacircnd seama de căldurile specifice
)TT(cL)hh(L fBp0T
L
T
L0S0LS
f
S0
B
S0S
(26)
Neglijacircnd diferenţa de temperaturi (Tv-Tf) se poate scrie
T TR R V fH S R H S H S H S2 2 2 2
G H G (H h ) (27)
Ținacircnd cont de relațiile (26) și (27) relația (25) devine
T T RV R
B 0 p B f 0 H S RV LS L0 20 RSQ L c (T T ) V (H h ) G H (28)
Se calculează sarcina termică a refierbătorului cu relația (28)
V
0
T
VH - entalpia vaporilor de apă la temperatura TV=97ordmC s-a citit din tabele din literatură kJkg
V
0
T
VH 26715 kJ kg
R
R
T
Lh - entalpia refluxului la temperatura TR=60ordmC s-a citit din tabele din literatură kJkg
R
R
T
Lh = 2511 kJkg
pLos
c -se citeşte din grafice din literatură icircn funcţie de temperatura medie aritmetică icircntre TB şi
TR şi concentraţia soluţiei de MEA
0
pLos
c 41kJ kg C
RH se citeşte din tabele din literatură icircn funcţie de tipul absorbantului
RH = 1910 kJkg
Debitele masice ale fluxurilor implicate s-au calculat anterior
BQ 24845433 41 115 80 1812132 26715 2511 1140972 1910 1013066045kJ h
23
Cunoscacircnd sarcina refierbătorului se poate calcula debitul de vapori VB
B
TV
BB
l
QV (29)
unde
BTVl reprezintă căldura latentă de vaporizare a lichidului din refierbător icircn kJkg şi se calculează
cu relaţia (210)
)y1(lyll BBBT
aminaTapa
TV (210)
BTapal - căldura latentă de vaporizare a apei la temperatura TB kJkg
BT
a minal - căldura latentă de vaporizare a aminei la temperatura TB kJkg
y ndash fracţia molară a apei icircn vaporii VB la echilibru cu soluţia apoasă de amină care se calculează
conform indicațiilor din literatură
Pentru a calcula debitul de vapori VB cu relația (29) se calculează BT
Vl cu relația (210)
Fracția molară a apei icircn vaporii VB la echilibru cu soluția apoasă de amină se determină astfel
pentru o soluţie care conţine 15 masa amină şi 85 masă apă se citeşte din grafice din
literatură compoziţia apei icircn fază vapori şi se obţine 99 masă se transformă compoziţia fazei
vapori din masă icircn fracţii molare şi se găseşte y=0997 fracţii molare apă
BT
Vl (27048 4867) 0997 892 (1 0997) 2214kJ kg
B
1013066045 4575727kg hV 254207kmol h
2214 18
Debitul de abur la refierbător GB se calculează consideracircnd că se foloseşte abur de 5
bar şi temperatura de 115ordmC
24
10130660454872618
27533 6742BG
kgh
22 Determinarea numărului de talere teoretice din coloana de desorbţie
Numărul de talere teoretice se determină prin metoda grafică simplificată bazată pe
curba de echilibru pentru sistemul H2S-MEA la temperatura și presiunea medie din coloană şi pe
dreapta de operare Curba de echilibru Y-X se calculează pornind de la valorile presiunii parţiale
H2S citite din grafice din literatură pentru diferite valori de X şi la temperatura medie pe coloana
de desorbţie Tm=106ordmC Rezultatele obținute sunt prezentate icircn tabelul 21
Tabel 21 Calculul curbei de echilibru pentru coloana de desorbţie
2XkmoliH S kmoliMEA 2H Sp bar
2H S my p p
2
Y y (l y)
kmoliH S kmolabur
X0=005 34 10 330770 10 3
BY 308 10
01 215 10 21154 10 21167 10
02 275 10 25770 10 26123 10
03 121 10 11615 10 11926 10
04 15 10 13846 10 16250 10
05 17 10 15385 10 1167
Xn=06 195 10 17308 10 2715
Dreapta de operare trece prin punctele definite de concentraţiile fluxurilor icircn contracurent
la extremităţile coloanei si anume punctul A (Xn Yf) şi punctul B (X1 Yb) Concentraţia Yf se
calculează cu relaţia (211)
25
R
RSH
fL
GY 2 (211)
f 2
33558Y 0333 kmol H S kmol abur
100674
Concentraţia Yb se citeşte din curba de echilibru X-Y la valoarea lui X0 = 005
kmoliH2SkmoliMEA Se obține Yb = 000308 kmoliH2Skmoli abur
Concentraţia X1 se stabileşte prin bilanţ material pe conturul II din figura 2
0B0
B1 XY
L
VX (212)
Concentraţia X1 se calculează cu relația (212)
1 2
245207X 000308 005 00624kmolH S kmolMEA
610153
Calculul lor se face cu ecuația dreptei de operare (213) dacircnd valorile lui X icircntre X1 și Xn
01 B
LY (X X ) Y
V (213)
Icircn relația (213) se va ține seama că icircn zona de stripare debitul de vapori scade liniar icircntre
BV și 0V S-a reprezentat ghrafic icircn anexa 3 variația liniară a debitului de vapori cu
concentrația X icircntre punctele de coordonate A (06100674) și B (00624 245207)
Din acest grafic se citesc valorile lui V pentru diferite valori ale lui X cuprinse icircntre X1 și
Xn și se introduc icircn ecuația dreptei de operare Rezultatele sunt prerzentate icircn tabelul 22
26
Tabel 22 Calculul curbei de operare pentru coloana de desorbţie
X
kmol H2S kmol MEA b1V
LYXXY 0
kmol H2S kmol abur
V(grafic hr millimetrica)
X1=00624 3
BY 308 10 245207
01 21314 10 234
02 24464 10 207
03 28499 10 181
04 11390 10 1545
05 12150 10 127
Xn=06 1
fY 333 10 100674
Se reprezintă icircn acelaşi grafic icircn coordonate Y-X atacirct curba de echilibru cacirct şi curba
de operare şi se duc orizontale şi verticale pornind de la punctul B la punctul A Numărul de
orizontale reprezintă necesarul de echilibre pentru absorbţia respectivă şi s-au obţinut 8 talere
teoretice (vezi graficul din Anexa 2)
23 Dimensionarea coloanei de desorbţie
231 Diametrul coloanei de desorbţie
Coloana de desorbţie este echipată tot cu talere cu supape de acelaşi tip ca la coloana de
absorbţie
Calculul diametrului se face atacirct icircn zona superioară cacirct şi icircn cea inferioară a coloanei de
desorbţie conform metodologiei Glitsch
Calculul diametrului icircn zona superioară
Sarcina maximă de vapori icircn zona superioară este
Rmax 0 H S2
V V G 100674 33558 134232kmoli h
Debitul maxim de lichid este
max RL L 100674 18 1812132kg h apă
27
Masa molară medie a vaporilor de la vacircrful coloanei de desorbţie se calculează cu relaţia
v H S f abur f2M M y M 1 y (214)
unde
ff
f
y 0333y 025
1 y 1 0333
fracţii molare H2S
VM 34025+18(1-025)=22 kgkmol
Densitatea vaporilor se calculează cu relaţia
vv
v
v
P M 12 220860
R T 0083 273 97
kg m
3
Debitul masic de vapori este
VG maxV V M 134232 22 2953104 kg h
Aplicacircnd legea generală a gazelor se calculează debitul volumic de vapori
max
134232 22V 0954
0860 3600
m
3 s
Densitatea soluţiei de absorbant este ρl = 975 kg m3 şi s-a citit din grafice din literatură la
temperatura Tf
Debitul maxim de vapori corectat se calculează cu relaţia (215)
05
vc
l v
V V
(215)
05
c
0860V 0954 00283
975 0860
m
3s
Debitul maxim de lichid la vacircrful coloanei este
nmax os
L L 26090139 kg h soluţie absorbant bogat
Se calculează debitul volumic de soluţie de absorbant bogat
26090139L 0446
60 975
m
3 min
Din grafice din literatură se citeşte CAF pentru ρv=0860 kgm3 şi s=06 m şi se obţine CAF=04
28
Se aplică următoarele relaţii
LB 005575
NP FI FS CAF
(216)
c
d
328VLC
30v FI FS CAF
(217)
05
2
c
B B 314CD
1571
(218)
unde NP=1 FIcirc=055 FS=07 vd= 005 ms CAF = 04
0446B 005575 0161
1 055 07 04
0446 328 00283C 0900
30 005 055 07 04
05
20161 0161 314 0900D 1586
1571
m
Calculul diametrului icircn zona inferioară
Sarcina maximă de vapori este
max BV V 245207kmol h 18 4413726 kgh
Debitul maxim de lichid este
1max os
L L 2494916 kgh soluţie absorbant sărac
Densitatea vaporilor se citeşte din literatură la temperatura din bază consideracircnd că
vaporii sunt alcătuiţi numai din abur ρv = 0965 kgm3
Se calculează debitul volumic de vapori
max
4413726V 1271
0965 3600
m
3s
Densitatea soluţiei de MEA 15 masă la temperatura de TB sbquo 1150C este
l 9404 kgm3
Se calculează debitul maxim de vapori corectat cu relaţia (215)
29
05
c
0965V 1271 00407
9404 0965
m
3s
Se calculează debitul volumic de soluţie de absorbant
2494916L 0442
9404 60
m
3 min
Din grafice din literatură se citeşte CAF pentru ρv = 0965 kgm3 şi s= 06m şi se obţine
CAF = 041
Se aplică relaţiile 216217218
0442B 005575 0156
1 055 07 041
0442 328 00407C 1140
30 005 055 07 041
05
20156 0156 314 1140Dc 1752
1571
m
Deoarece diferenţa icircntre diametrul zonei superioare şi cel al zonei inferioare nu este mai
mare de 02 m icircntreaga coloană se construieşte cu diametrul zonei inferioare
232 Icircnălţimea coloanei de desorbţie
Icircnălţimea coloanei de desorbţie se calculează cu relaţia (219)
c TR v bI N 1 s I I (219)
Eficacitatea medie globală se estimează ca fiind 25 Numărul real de talere din coloană se
calculează cu relaţia
TTTR
m
N 8N 32
E 025 talere reale
cI 32 1 06 1 15 211 m
30
24 Determinarea necesarului de agenți termici din instalație
241 Calculul schimbului termic absorbant sărac-absorbant bogat
Deoarece absorbantul sărac iese din refierbătorul de la baza coloanei de fracționare ca
lichid la punct de fierbere cu temperatura Tb= 1150C şi trebuie să intre pe la vacircrful coloanei de
absorbţie cu temperatura T0=300C se impune ca acest flux termic să fie valorificat pentru a
realiza schimbul de căldură cu absorbantul bogat care iese de la baza coloanei de absorbţie cu
temperatura Tn = 500C şi care trebuie să intre ca flux de alimentare icircn coloana de stripare la
temperatura de Tf = 800C
Temperatura Tx cu care iese absorbantul sărac din schimbul de căldură se şi apoi se
verifică prin bilanţ termic icircn jurul schimbătorului de căldură 3 din schema din anexa 4
T T Tn nb n xo 0 0 LL L Ls n 0o n 0ss s00
L h L h L h L h (220)
Deoarece icircn literatură nu există date de entalpii pentru soluţiile de amine ci numai date
de călduri specifice putem scrie următoarele relaţii
TTb x0 L 0 p b xLs 0 s0s Ls 0
L h h L c T T (221)
T Tn nf n0 0 p f nL LS 0 n Ln 0 0
L h h L c T T
(222)
Ținacircnd cont de relațiile (221) și (222) relația(220) se poate scrie
n0 p f n 0 p b xsL L0 0
L c T T L c T T (223)
unde 0sL - debitul soluţiei de absorbant sărac kgh
n0L - debitul de absorbant bogat kgh
pL0
c - căldura specifică medie a soluţiei de absorbant bogat respectiv sărac kJkg
0C se citeşte din grafice din literatură la temperatura medie a temperaturilor respective
Temperatura cu care iese absorbantul regenerat din schimbul de căldură se presupune ca fiind
0
XT 85 C și se verifică cu relația (223)
31
026090139 395 (80 50) 2494916 41(115 Tx) Tx 84776 C
Temperatura 0
XT 85 C presupusă s-a verificat deoarece relația (223) s-a verificat icircn
limita unei erori impuse (lt2)
242 Determinarea necesarului de apă de răcire la răcitorul suplimentar
Conform schemei tehnologice icircn instalaţie există un răcitor suplimentar al fluxului de
absorbant sărac cu rolul de a răci absorbantul sărac de la temperatura Tx la temperatura T0
Pentru calculul debitului de apă de răcire la răcitorul suplimentar se scrie relația (224) de
bilanț termic icircn jurul schimbătorului de căldură 2 din schema din Anexa 4
TT TT 0x eiapa apa 0 apa apa 0L Ls0 0s s
G h L h G h L h (224)
Din relaţia (224) se obține că
0 p x 0s L0apa T Te i
apa apa
L c T T
Gh h
(225)
unde T Te iapa apah h reprezintă entalpiile apei de răcire la temperatura de intrare respectiv de ieşire
icircn kJkg
Gapa ndash reprezintă debitul de apă de răcire kgh
pL0
c - reprezintă căldura specifică medie a soluţiei de absorbant sărac hJkg0C
Se citeşte din grafice din literatură la temperatura medie aritmetică a temperaturilor
respective
0575 Cp
L0
c 399 kJkg0C
Consideracircnd că apa intră cu temperatura de 280C şi iese cu 40
0C necesarul de apă de
răcire la răcitorul suplimentar se calculează cu relația (225)
apa
2494916 399 85 30G 109152575
1675 11734
kgh
32
243 Determinarea necesarului de abur saturat la refierbător
Cunoscacircnd sarcina refierbătorului coloanei de stripare se poate calcula și debitul de abur
la refierbător GB
BB T Ti e
apaabur
QG
H h
(226)
unde T Ti e
apaaburH h - reprezintă entalpia aburului apei la intrarea ieşirea icircn refierbător kJkg
care se citeşte din tabele din literatură
Consideracircnd că se foloseşte abur de 6 bar şi temperatura de 1600C debitul de abur la
refierbător GB se calculează cu relația (226)
B
1013066045G 4872618
27533 6742
kgh
33
3 AUTOMATIZAREA INSTALAŢIEI DE ELIMINARE A
HIDROGENULUI SULFURAT
Prin automatizarea instalaţiei de eliminare a H2S prin absorbţie icircn soluţie apoasă de MEA
icircn cadrul acestui proiect se icircnţelege
- implementarea structurilor de reglare a parametrilor de regim pe cele două coloane
o presiune la coloana de absorbţie
o presiune şi temperatură la coloana de desorbţie
- implementarea structurilor de reglare a debitelor
o fluxului de gaz bogat la intrarea icircn coloana de absorbţie
o fluxului de absorbant sărac la intrarea icircn coloana de absorbţie
o fluxului de absorbant bogat la intrarea icircn coloana de desorbţie
- implementarea structurilor de reglare a nivelului
o la baza coloanei de absorbţie
o la baza coloanei de desorbţie
o icircn vasul de reflux
34
BIBLIOGRAFIE
1 PROII Reference Manual
2 Marinoiu V Paraschiv N Automatizarea proceselor chimice vol 2 Editura Tehnică
1992
3 Reid RC Prausnitz JMPolingB The Properties of Gases and Liquids vol2
4 Robu V I Procese şi Aparate de Separare icircn Industria Petrolului şi Petrochimie Editura
Didactică şi Pedagogică Bucureşti 1968 pg 398
5 Şomoghi V şa Proprietăţi fizice utilizate icircn calcule termice şi fluidodinamice UPG
Ploieşti 1997
6 Strătulă C Fracţionarea Principii şi Metode de Calcul Ed Tehnică Bucureşti 1986
7 Strătulă C Purificarea gazelor Editura Ştiinţifică şi Enciclopedică Bucureşti
1984pg83131141143-148158161175-177179192255-258321-
327442451-452447-448
8 Suciu G C (coordonator) Ingineria prelucrării hidrocarburilor vol3 editura Tehnică
Bucureşti 1987 pg163
9 Suciu G C (coordonator) Ingineria prelucrării hidrocarburilor vol1 editura Tehnică
Bucureşti 1977
10 Taran C Strătulă C Procedee difuzionale de separare vol 12 IPG Ploieşti 1979
35
Anexe
Anexa 1 Determinarea numărului de talere teoretice prin metoda grafică pentru coloana
de absorbţie a H2S icircn soluţii apoase de MEA
36
Anexa 2 Determinarea numărului de talere teoretice prin metoda grafică pentru coloana
de desorbţie a H2S din soluţii apoase de MEA
37
Anexa 3 Variaţia debitului de abur de-a lungul coloanei de desorbţie
38
Anexa 4 Schema tehnologică de eliminare a H2S
39
Anexa 5 Schema automatizată a instalaţiei de eliminare a H2S
40
Anexa 6 Schema tehnologica a instalatiei clasice de eliminare a gazelor acide prin
absorbtie in solutii apoase se amine
1-coloana de absorbtie
2-racitor
3-schimbator de caldura intre solutia bogata si solutia saraca de amina
4-coloana de desorbtie
5-refierbator
6-condensator
7-vas de reflux
8-vas de completare cu absorbant
22
Relaţia (25) se poate scrie ţinacircnd seama de căldurile specifice
)TT(cL)hh(L fBp0T
L
T
L0S0LS
f
S0
B
S0S
(26)
Neglijacircnd diferenţa de temperaturi (Tv-Tf) se poate scrie
T TR R V fH S R H S H S H S2 2 2 2
G H G (H h ) (27)
Ținacircnd cont de relațiile (26) și (27) relația (25) devine
T T RV R
B 0 p B f 0 H S RV LS L0 20 RSQ L c (T T ) V (H h ) G H (28)
Se calculează sarcina termică a refierbătorului cu relația (28)
V
0
T
VH - entalpia vaporilor de apă la temperatura TV=97ordmC s-a citit din tabele din literatură kJkg
V
0
T
VH 26715 kJ kg
R
R
T
Lh - entalpia refluxului la temperatura TR=60ordmC s-a citit din tabele din literatură kJkg
R
R
T
Lh = 2511 kJkg
pLos
c -se citeşte din grafice din literatură icircn funcţie de temperatura medie aritmetică icircntre TB şi
TR şi concentraţia soluţiei de MEA
0
pLos
c 41kJ kg C
RH se citeşte din tabele din literatură icircn funcţie de tipul absorbantului
RH = 1910 kJkg
Debitele masice ale fluxurilor implicate s-au calculat anterior
BQ 24845433 41 115 80 1812132 26715 2511 1140972 1910 1013066045kJ h
23
Cunoscacircnd sarcina refierbătorului se poate calcula debitul de vapori VB
B
TV
BB
l
QV (29)
unde
BTVl reprezintă căldura latentă de vaporizare a lichidului din refierbător icircn kJkg şi se calculează
cu relaţia (210)
)y1(lyll BBBT
aminaTapa
TV (210)
BTapal - căldura latentă de vaporizare a apei la temperatura TB kJkg
BT
a minal - căldura latentă de vaporizare a aminei la temperatura TB kJkg
y ndash fracţia molară a apei icircn vaporii VB la echilibru cu soluţia apoasă de amină care se calculează
conform indicațiilor din literatură
Pentru a calcula debitul de vapori VB cu relația (29) se calculează BT
Vl cu relația (210)
Fracția molară a apei icircn vaporii VB la echilibru cu soluția apoasă de amină se determină astfel
pentru o soluţie care conţine 15 masa amină şi 85 masă apă se citeşte din grafice din
literatură compoziţia apei icircn fază vapori şi se obţine 99 masă se transformă compoziţia fazei
vapori din masă icircn fracţii molare şi se găseşte y=0997 fracţii molare apă
BT
Vl (27048 4867) 0997 892 (1 0997) 2214kJ kg
B
1013066045 4575727kg hV 254207kmol h
2214 18
Debitul de abur la refierbător GB se calculează consideracircnd că se foloseşte abur de 5
bar şi temperatura de 115ordmC
24
10130660454872618
27533 6742BG
kgh
22 Determinarea numărului de talere teoretice din coloana de desorbţie
Numărul de talere teoretice se determină prin metoda grafică simplificată bazată pe
curba de echilibru pentru sistemul H2S-MEA la temperatura și presiunea medie din coloană şi pe
dreapta de operare Curba de echilibru Y-X se calculează pornind de la valorile presiunii parţiale
H2S citite din grafice din literatură pentru diferite valori de X şi la temperatura medie pe coloana
de desorbţie Tm=106ordmC Rezultatele obținute sunt prezentate icircn tabelul 21
Tabel 21 Calculul curbei de echilibru pentru coloana de desorbţie
2XkmoliH S kmoliMEA 2H Sp bar
2H S my p p
2
Y y (l y)
kmoliH S kmolabur
X0=005 34 10 330770 10 3
BY 308 10
01 215 10 21154 10 21167 10
02 275 10 25770 10 26123 10
03 121 10 11615 10 11926 10
04 15 10 13846 10 16250 10
05 17 10 15385 10 1167
Xn=06 195 10 17308 10 2715
Dreapta de operare trece prin punctele definite de concentraţiile fluxurilor icircn contracurent
la extremităţile coloanei si anume punctul A (Xn Yf) şi punctul B (X1 Yb) Concentraţia Yf se
calculează cu relaţia (211)
25
R
RSH
fL
GY 2 (211)
f 2
33558Y 0333 kmol H S kmol abur
100674
Concentraţia Yb se citeşte din curba de echilibru X-Y la valoarea lui X0 = 005
kmoliH2SkmoliMEA Se obține Yb = 000308 kmoliH2Skmoli abur
Concentraţia X1 se stabileşte prin bilanţ material pe conturul II din figura 2
0B0
B1 XY
L
VX (212)
Concentraţia X1 se calculează cu relația (212)
1 2
245207X 000308 005 00624kmolH S kmolMEA
610153
Calculul lor se face cu ecuația dreptei de operare (213) dacircnd valorile lui X icircntre X1 și Xn
01 B
LY (X X ) Y
V (213)
Icircn relația (213) se va ține seama că icircn zona de stripare debitul de vapori scade liniar icircntre
BV și 0V S-a reprezentat ghrafic icircn anexa 3 variația liniară a debitului de vapori cu
concentrația X icircntre punctele de coordonate A (06100674) și B (00624 245207)
Din acest grafic se citesc valorile lui V pentru diferite valori ale lui X cuprinse icircntre X1 și
Xn și se introduc icircn ecuația dreptei de operare Rezultatele sunt prerzentate icircn tabelul 22
26
Tabel 22 Calculul curbei de operare pentru coloana de desorbţie
X
kmol H2S kmol MEA b1V
LYXXY 0
kmol H2S kmol abur
V(grafic hr millimetrica)
X1=00624 3
BY 308 10 245207
01 21314 10 234
02 24464 10 207
03 28499 10 181
04 11390 10 1545
05 12150 10 127
Xn=06 1
fY 333 10 100674
Se reprezintă icircn acelaşi grafic icircn coordonate Y-X atacirct curba de echilibru cacirct şi curba
de operare şi se duc orizontale şi verticale pornind de la punctul B la punctul A Numărul de
orizontale reprezintă necesarul de echilibre pentru absorbţia respectivă şi s-au obţinut 8 talere
teoretice (vezi graficul din Anexa 2)
23 Dimensionarea coloanei de desorbţie
231 Diametrul coloanei de desorbţie
Coloana de desorbţie este echipată tot cu talere cu supape de acelaşi tip ca la coloana de
absorbţie
Calculul diametrului se face atacirct icircn zona superioară cacirct şi icircn cea inferioară a coloanei de
desorbţie conform metodologiei Glitsch
Calculul diametrului icircn zona superioară
Sarcina maximă de vapori icircn zona superioară este
Rmax 0 H S2
V V G 100674 33558 134232kmoli h
Debitul maxim de lichid este
max RL L 100674 18 1812132kg h apă
27
Masa molară medie a vaporilor de la vacircrful coloanei de desorbţie se calculează cu relaţia
v H S f abur f2M M y M 1 y (214)
unde
ff
f
y 0333y 025
1 y 1 0333
fracţii molare H2S
VM 34025+18(1-025)=22 kgkmol
Densitatea vaporilor se calculează cu relaţia
vv
v
v
P M 12 220860
R T 0083 273 97
kg m
3
Debitul masic de vapori este
VG maxV V M 134232 22 2953104 kg h
Aplicacircnd legea generală a gazelor se calculează debitul volumic de vapori
max
134232 22V 0954
0860 3600
m
3 s
Densitatea soluţiei de absorbant este ρl = 975 kg m3 şi s-a citit din grafice din literatură la
temperatura Tf
Debitul maxim de vapori corectat se calculează cu relaţia (215)
05
vc
l v
V V
(215)
05
c
0860V 0954 00283
975 0860
m
3s
Debitul maxim de lichid la vacircrful coloanei este
nmax os
L L 26090139 kg h soluţie absorbant bogat
Se calculează debitul volumic de soluţie de absorbant bogat
26090139L 0446
60 975
m
3 min
Din grafice din literatură se citeşte CAF pentru ρv=0860 kgm3 şi s=06 m şi se obţine CAF=04
28
Se aplică următoarele relaţii
LB 005575
NP FI FS CAF
(216)
c
d
328VLC
30v FI FS CAF
(217)
05
2
c
B B 314CD
1571
(218)
unde NP=1 FIcirc=055 FS=07 vd= 005 ms CAF = 04
0446B 005575 0161
1 055 07 04
0446 328 00283C 0900
30 005 055 07 04
05
20161 0161 314 0900D 1586
1571
m
Calculul diametrului icircn zona inferioară
Sarcina maximă de vapori este
max BV V 245207kmol h 18 4413726 kgh
Debitul maxim de lichid este
1max os
L L 2494916 kgh soluţie absorbant sărac
Densitatea vaporilor se citeşte din literatură la temperatura din bază consideracircnd că
vaporii sunt alcătuiţi numai din abur ρv = 0965 kgm3
Se calculează debitul volumic de vapori
max
4413726V 1271
0965 3600
m
3s
Densitatea soluţiei de MEA 15 masă la temperatura de TB sbquo 1150C este
l 9404 kgm3
Se calculează debitul maxim de vapori corectat cu relaţia (215)
29
05
c
0965V 1271 00407
9404 0965
m
3s
Se calculează debitul volumic de soluţie de absorbant
2494916L 0442
9404 60
m
3 min
Din grafice din literatură se citeşte CAF pentru ρv = 0965 kgm3 şi s= 06m şi se obţine
CAF = 041
Se aplică relaţiile 216217218
0442B 005575 0156
1 055 07 041
0442 328 00407C 1140
30 005 055 07 041
05
20156 0156 314 1140Dc 1752
1571
m
Deoarece diferenţa icircntre diametrul zonei superioare şi cel al zonei inferioare nu este mai
mare de 02 m icircntreaga coloană se construieşte cu diametrul zonei inferioare
232 Icircnălţimea coloanei de desorbţie
Icircnălţimea coloanei de desorbţie se calculează cu relaţia (219)
c TR v bI N 1 s I I (219)
Eficacitatea medie globală se estimează ca fiind 25 Numărul real de talere din coloană se
calculează cu relaţia
TTTR
m
N 8N 32
E 025 talere reale
cI 32 1 06 1 15 211 m
30
24 Determinarea necesarului de agenți termici din instalație
241 Calculul schimbului termic absorbant sărac-absorbant bogat
Deoarece absorbantul sărac iese din refierbătorul de la baza coloanei de fracționare ca
lichid la punct de fierbere cu temperatura Tb= 1150C şi trebuie să intre pe la vacircrful coloanei de
absorbţie cu temperatura T0=300C se impune ca acest flux termic să fie valorificat pentru a
realiza schimbul de căldură cu absorbantul bogat care iese de la baza coloanei de absorbţie cu
temperatura Tn = 500C şi care trebuie să intre ca flux de alimentare icircn coloana de stripare la
temperatura de Tf = 800C
Temperatura Tx cu care iese absorbantul sărac din schimbul de căldură se şi apoi se
verifică prin bilanţ termic icircn jurul schimbătorului de căldură 3 din schema din anexa 4
T T Tn nb n xo 0 0 LL L Ls n 0o n 0ss s00
L h L h L h L h (220)
Deoarece icircn literatură nu există date de entalpii pentru soluţiile de amine ci numai date
de călduri specifice putem scrie următoarele relaţii
TTb x0 L 0 p b xLs 0 s0s Ls 0
L h h L c T T (221)
T Tn nf n0 0 p f nL LS 0 n Ln 0 0
L h h L c T T
(222)
Ținacircnd cont de relațiile (221) și (222) relația(220) se poate scrie
n0 p f n 0 p b xsL L0 0
L c T T L c T T (223)
unde 0sL - debitul soluţiei de absorbant sărac kgh
n0L - debitul de absorbant bogat kgh
pL0
c - căldura specifică medie a soluţiei de absorbant bogat respectiv sărac kJkg
0C se citeşte din grafice din literatură la temperatura medie a temperaturilor respective
Temperatura cu care iese absorbantul regenerat din schimbul de căldură se presupune ca fiind
0
XT 85 C și se verifică cu relația (223)
31
026090139 395 (80 50) 2494916 41(115 Tx) Tx 84776 C
Temperatura 0
XT 85 C presupusă s-a verificat deoarece relația (223) s-a verificat icircn
limita unei erori impuse (lt2)
242 Determinarea necesarului de apă de răcire la răcitorul suplimentar
Conform schemei tehnologice icircn instalaţie există un răcitor suplimentar al fluxului de
absorbant sărac cu rolul de a răci absorbantul sărac de la temperatura Tx la temperatura T0
Pentru calculul debitului de apă de răcire la răcitorul suplimentar se scrie relația (224) de
bilanț termic icircn jurul schimbătorului de căldură 2 din schema din Anexa 4
TT TT 0x eiapa apa 0 apa apa 0L Ls0 0s s
G h L h G h L h (224)
Din relaţia (224) se obține că
0 p x 0s L0apa T Te i
apa apa
L c T T
Gh h
(225)
unde T Te iapa apah h reprezintă entalpiile apei de răcire la temperatura de intrare respectiv de ieşire
icircn kJkg
Gapa ndash reprezintă debitul de apă de răcire kgh
pL0
c - reprezintă căldura specifică medie a soluţiei de absorbant sărac hJkg0C
Se citeşte din grafice din literatură la temperatura medie aritmetică a temperaturilor
respective
0575 Cp
L0
c 399 kJkg0C
Consideracircnd că apa intră cu temperatura de 280C şi iese cu 40
0C necesarul de apă de
răcire la răcitorul suplimentar se calculează cu relația (225)
apa
2494916 399 85 30G 109152575
1675 11734
kgh
32
243 Determinarea necesarului de abur saturat la refierbător
Cunoscacircnd sarcina refierbătorului coloanei de stripare se poate calcula și debitul de abur
la refierbător GB
BB T Ti e
apaabur
QG
H h
(226)
unde T Ti e
apaaburH h - reprezintă entalpia aburului apei la intrarea ieşirea icircn refierbător kJkg
care se citeşte din tabele din literatură
Consideracircnd că se foloseşte abur de 6 bar şi temperatura de 1600C debitul de abur la
refierbător GB se calculează cu relația (226)
B
1013066045G 4872618
27533 6742
kgh
33
3 AUTOMATIZAREA INSTALAŢIEI DE ELIMINARE A
HIDROGENULUI SULFURAT
Prin automatizarea instalaţiei de eliminare a H2S prin absorbţie icircn soluţie apoasă de MEA
icircn cadrul acestui proiect se icircnţelege
- implementarea structurilor de reglare a parametrilor de regim pe cele două coloane
o presiune la coloana de absorbţie
o presiune şi temperatură la coloana de desorbţie
- implementarea structurilor de reglare a debitelor
o fluxului de gaz bogat la intrarea icircn coloana de absorbţie
o fluxului de absorbant sărac la intrarea icircn coloana de absorbţie
o fluxului de absorbant bogat la intrarea icircn coloana de desorbţie
- implementarea structurilor de reglare a nivelului
o la baza coloanei de absorbţie
o la baza coloanei de desorbţie
o icircn vasul de reflux
34
BIBLIOGRAFIE
1 PROII Reference Manual
2 Marinoiu V Paraschiv N Automatizarea proceselor chimice vol 2 Editura Tehnică
1992
3 Reid RC Prausnitz JMPolingB The Properties of Gases and Liquids vol2
4 Robu V I Procese şi Aparate de Separare icircn Industria Petrolului şi Petrochimie Editura
Didactică şi Pedagogică Bucureşti 1968 pg 398
5 Şomoghi V şa Proprietăţi fizice utilizate icircn calcule termice şi fluidodinamice UPG
Ploieşti 1997
6 Strătulă C Fracţionarea Principii şi Metode de Calcul Ed Tehnică Bucureşti 1986
7 Strătulă C Purificarea gazelor Editura Ştiinţifică şi Enciclopedică Bucureşti
1984pg83131141143-148158161175-177179192255-258321-
327442451-452447-448
8 Suciu G C (coordonator) Ingineria prelucrării hidrocarburilor vol3 editura Tehnică
Bucureşti 1987 pg163
9 Suciu G C (coordonator) Ingineria prelucrării hidrocarburilor vol1 editura Tehnică
Bucureşti 1977
10 Taran C Strătulă C Procedee difuzionale de separare vol 12 IPG Ploieşti 1979
35
Anexe
Anexa 1 Determinarea numărului de talere teoretice prin metoda grafică pentru coloana
de absorbţie a H2S icircn soluţii apoase de MEA
36
Anexa 2 Determinarea numărului de talere teoretice prin metoda grafică pentru coloana
de desorbţie a H2S din soluţii apoase de MEA
37
Anexa 3 Variaţia debitului de abur de-a lungul coloanei de desorbţie
38
Anexa 4 Schema tehnologică de eliminare a H2S
39
Anexa 5 Schema automatizată a instalaţiei de eliminare a H2S
40
Anexa 6 Schema tehnologica a instalatiei clasice de eliminare a gazelor acide prin
absorbtie in solutii apoase se amine
1-coloana de absorbtie
2-racitor
3-schimbator de caldura intre solutia bogata si solutia saraca de amina
4-coloana de desorbtie
5-refierbator
6-condensator
7-vas de reflux
8-vas de completare cu absorbant
23
Cunoscacircnd sarcina refierbătorului se poate calcula debitul de vapori VB
B
TV
BB
l
QV (29)
unde
BTVl reprezintă căldura latentă de vaporizare a lichidului din refierbător icircn kJkg şi se calculează
cu relaţia (210)
)y1(lyll BBBT
aminaTapa
TV (210)
BTapal - căldura latentă de vaporizare a apei la temperatura TB kJkg
BT
a minal - căldura latentă de vaporizare a aminei la temperatura TB kJkg
y ndash fracţia molară a apei icircn vaporii VB la echilibru cu soluţia apoasă de amină care se calculează
conform indicațiilor din literatură
Pentru a calcula debitul de vapori VB cu relația (29) se calculează BT
Vl cu relația (210)
Fracția molară a apei icircn vaporii VB la echilibru cu soluția apoasă de amină se determină astfel
pentru o soluţie care conţine 15 masa amină şi 85 masă apă se citeşte din grafice din
literatură compoziţia apei icircn fază vapori şi se obţine 99 masă se transformă compoziţia fazei
vapori din masă icircn fracţii molare şi se găseşte y=0997 fracţii molare apă
BT
Vl (27048 4867) 0997 892 (1 0997) 2214kJ kg
B
1013066045 4575727kg hV 254207kmol h
2214 18
Debitul de abur la refierbător GB se calculează consideracircnd că se foloseşte abur de 5
bar şi temperatura de 115ordmC
24
10130660454872618
27533 6742BG
kgh
22 Determinarea numărului de talere teoretice din coloana de desorbţie
Numărul de talere teoretice se determină prin metoda grafică simplificată bazată pe
curba de echilibru pentru sistemul H2S-MEA la temperatura și presiunea medie din coloană şi pe
dreapta de operare Curba de echilibru Y-X se calculează pornind de la valorile presiunii parţiale
H2S citite din grafice din literatură pentru diferite valori de X şi la temperatura medie pe coloana
de desorbţie Tm=106ordmC Rezultatele obținute sunt prezentate icircn tabelul 21
Tabel 21 Calculul curbei de echilibru pentru coloana de desorbţie
2XkmoliH S kmoliMEA 2H Sp bar
2H S my p p
2
Y y (l y)
kmoliH S kmolabur
X0=005 34 10 330770 10 3
BY 308 10
01 215 10 21154 10 21167 10
02 275 10 25770 10 26123 10
03 121 10 11615 10 11926 10
04 15 10 13846 10 16250 10
05 17 10 15385 10 1167
Xn=06 195 10 17308 10 2715
Dreapta de operare trece prin punctele definite de concentraţiile fluxurilor icircn contracurent
la extremităţile coloanei si anume punctul A (Xn Yf) şi punctul B (X1 Yb) Concentraţia Yf se
calculează cu relaţia (211)
25
R
RSH
fL
GY 2 (211)
f 2
33558Y 0333 kmol H S kmol abur
100674
Concentraţia Yb se citeşte din curba de echilibru X-Y la valoarea lui X0 = 005
kmoliH2SkmoliMEA Se obține Yb = 000308 kmoliH2Skmoli abur
Concentraţia X1 se stabileşte prin bilanţ material pe conturul II din figura 2
0B0
B1 XY
L
VX (212)
Concentraţia X1 se calculează cu relația (212)
1 2
245207X 000308 005 00624kmolH S kmolMEA
610153
Calculul lor se face cu ecuația dreptei de operare (213) dacircnd valorile lui X icircntre X1 și Xn
01 B
LY (X X ) Y
V (213)
Icircn relația (213) se va ține seama că icircn zona de stripare debitul de vapori scade liniar icircntre
BV și 0V S-a reprezentat ghrafic icircn anexa 3 variația liniară a debitului de vapori cu
concentrația X icircntre punctele de coordonate A (06100674) și B (00624 245207)
Din acest grafic se citesc valorile lui V pentru diferite valori ale lui X cuprinse icircntre X1 și
Xn și se introduc icircn ecuația dreptei de operare Rezultatele sunt prerzentate icircn tabelul 22
26
Tabel 22 Calculul curbei de operare pentru coloana de desorbţie
X
kmol H2S kmol MEA b1V
LYXXY 0
kmol H2S kmol abur
V(grafic hr millimetrica)
X1=00624 3
BY 308 10 245207
01 21314 10 234
02 24464 10 207
03 28499 10 181
04 11390 10 1545
05 12150 10 127
Xn=06 1
fY 333 10 100674
Se reprezintă icircn acelaşi grafic icircn coordonate Y-X atacirct curba de echilibru cacirct şi curba
de operare şi se duc orizontale şi verticale pornind de la punctul B la punctul A Numărul de
orizontale reprezintă necesarul de echilibre pentru absorbţia respectivă şi s-au obţinut 8 talere
teoretice (vezi graficul din Anexa 2)
23 Dimensionarea coloanei de desorbţie
231 Diametrul coloanei de desorbţie
Coloana de desorbţie este echipată tot cu talere cu supape de acelaşi tip ca la coloana de
absorbţie
Calculul diametrului se face atacirct icircn zona superioară cacirct şi icircn cea inferioară a coloanei de
desorbţie conform metodologiei Glitsch
Calculul diametrului icircn zona superioară
Sarcina maximă de vapori icircn zona superioară este
Rmax 0 H S2
V V G 100674 33558 134232kmoli h
Debitul maxim de lichid este
max RL L 100674 18 1812132kg h apă
27
Masa molară medie a vaporilor de la vacircrful coloanei de desorbţie se calculează cu relaţia
v H S f abur f2M M y M 1 y (214)
unde
ff
f
y 0333y 025
1 y 1 0333
fracţii molare H2S
VM 34025+18(1-025)=22 kgkmol
Densitatea vaporilor se calculează cu relaţia
vv
v
v
P M 12 220860
R T 0083 273 97
kg m
3
Debitul masic de vapori este
VG maxV V M 134232 22 2953104 kg h
Aplicacircnd legea generală a gazelor se calculează debitul volumic de vapori
max
134232 22V 0954
0860 3600
m
3 s
Densitatea soluţiei de absorbant este ρl = 975 kg m3 şi s-a citit din grafice din literatură la
temperatura Tf
Debitul maxim de vapori corectat se calculează cu relaţia (215)
05
vc
l v
V V
(215)
05
c
0860V 0954 00283
975 0860
m
3s
Debitul maxim de lichid la vacircrful coloanei este
nmax os
L L 26090139 kg h soluţie absorbant bogat
Se calculează debitul volumic de soluţie de absorbant bogat
26090139L 0446
60 975
m
3 min
Din grafice din literatură se citeşte CAF pentru ρv=0860 kgm3 şi s=06 m şi se obţine CAF=04
28
Se aplică următoarele relaţii
LB 005575
NP FI FS CAF
(216)
c
d
328VLC
30v FI FS CAF
(217)
05
2
c
B B 314CD
1571
(218)
unde NP=1 FIcirc=055 FS=07 vd= 005 ms CAF = 04
0446B 005575 0161
1 055 07 04
0446 328 00283C 0900
30 005 055 07 04
05
20161 0161 314 0900D 1586
1571
m
Calculul diametrului icircn zona inferioară
Sarcina maximă de vapori este
max BV V 245207kmol h 18 4413726 kgh
Debitul maxim de lichid este
1max os
L L 2494916 kgh soluţie absorbant sărac
Densitatea vaporilor se citeşte din literatură la temperatura din bază consideracircnd că
vaporii sunt alcătuiţi numai din abur ρv = 0965 kgm3
Se calculează debitul volumic de vapori
max
4413726V 1271
0965 3600
m
3s
Densitatea soluţiei de MEA 15 masă la temperatura de TB sbquo 1150C este
l 9404 kgm3
Se calculează debitul maxim de vapori corectat cu relaţia (215)
29
05
c
0965V 1271 00407
9404 0965
m
3s
Se calculează debitul volumic de soluţie de absorbant
2494916L 0442
9404 60
m
3 min
Din grafice din literatură se citeşte CAF pentru ρv = 0965 kgm3 şi s= 06m şi se obţine
CAF = 041
Se aplică relaţiile 216217218
0442B 005575 0156
1 055 07 041
0442 328 00407C 1140
30 005 055 07 041
05
20156 0156 314 1140Dc 1752
1571
m
Deoarece diferenţa icircntre diametrul zonei superioare şi cel al zonei inferioare nu este mai
mare de 02 m icircntreaga coloană se construieşte cu diametrul zonei inferioare
232 Icircnălţimea coloanei de desorbţie
Icircnălţimea coloanei de desorbţie se calculează cu relaţia (219)
c TR v bI N 1 s I I (219)
Eficacitatea medie globală se estimează ca fiind 25 Numărul real de talere din coloană se
calculează cu relaţia
TTTR
m
N 8N 32
E 025 talere reale
cI 32 1 06 1 15 211 m
30
24 Determinarea necesarului de agenți termici din instalație
241 Calculul schimbului termic absorbant sărac-absorbant bogat
Deoarece absorbantul sărac iese din refierbătorul de la baza coloanei de fracționare ca
lichid la punct de fierbere cu temperatura Tb= 1150C şi trebuie să intre pe la vacircrful coloanei de
absorbţie cu temperatura T0=300C se impune ca acest flux termic să fie valorificat pentru a
realiza schimbul de căldură cu absorbantul bogat care iese de la baza coloanei de absorbţie cu
temperatura Tn = 500C şi care trebuie să intre ca flux de alimentare icircn coloana de stripare la
temperatura de Tf = 800C
Temperatura Tx cu care iese absorbantul sărac din schimbul de căldură se şi apoi se
verifică prin bilanţ termic icircn jurul schimbătorului de căldură 3 din schema din anexa 4
T T Tn nb n xo 0 0 LL L Ls n 0o n 0ss s00
L h L h L h L h (220)
Deoarece icircn literatură nu există date de entalpii pentru soluţiile de amine ci numai date
de călduri specifice putem scrie următoarele relaţii
TTb x0 L 0 p b xLs 0 s0s Ls 0
L h h L c T T (221)
T Tn nf n0 0 p f nL LS 0 n Ln 0 0
L h h L c T T
(222)
Ținacircnd cont de relațiile (221) și (222) relația(220) se poate scrie
n0 p f n 0 p b xsL L0 0
L c T T L c T T (223)
unde 0sL - debitul soluţiei de absorbant sărac kgh
n0L - debitul de absorbant bogat kgh
pL0
c - căldura specifică medie a soluţiei de absorbant bogat respectiv sărac kJkg
0C se citeşte din grafice din literatură la temperatura medie a temperaturilor respective
Temperatura cu care iese absorbantul regenerat din schimbul de căldură se presupune ca fiind
0
XT 85 C și se verifică cu relația (223)
31
026090139 395 (80 50) 2494916 41(115 Tx) Tx 84776 C
Temperatura 0
XT 85 C presupusă s-a verificat deoarece relația (223) s-a verificat icircn
limita unei erori impuse (lt2)
242 Determinarea necesarului de apă de răcire la răcitorul suplimentar
Conform schemei tehnologice icircn instalaţie există un răcitor suplimentar al fluxului de
absorbant sărac cu rolul de a răci absorbantul sărac de la temperatura Tx la temperatura T0
Pentru calculul debitului de apă de răcire la răcitorul suplimentar se scrie relația (224) de
bilanț termic icircn jurul schimbătorului de căldură 2 din schema din Anexa 4
TT TT 0x eiapa apa 0 apa apa 0L Ls0 0s s
G h L h G h L h (224)
Din relaţia (224) se obține că
0 p x 0s L0apa T Te i
apa apa
L c T T
Gh h
(225)
unde T Te iapa apah h reprezintă entalpiile apei de răcire la temperatura de intrare respectiv de ieşire
icircn kJkg
Gapa ndash reprezintă debitul de apă de răcire kgh
pL0
c - reprezintă căldura specifică medie a soluţiei de absorbant sărac hJkg0C
Se citeşte din grafice din literatură la temperatura medie aritmetică a temperaturilor
respective
0575 Cp
L0
c 399 kJkg0C
Consideracircnd că apa intră cu temperatura de 280C şi iese cu 40
0C necesarul de apă de
răcire la răcitorul suplimentar se calculează cu relația (225)
apa
2494916 399 85 30G 109152575
1675 11734
kgh
32
243 Determinarea necesarului de abur saturat la refierbător
Cunoscacircnd sarcina refierbătorului coloanei de stripare se poate calcula și debitul de abur
la refierbător GB
BB T Ti e
apaabur
QG
H h
(226)
unde T Ti e
apaaburH h - reprezintă entalpia aburului apei la intrarea ieşirea icircn refierbător kJkg
care se citeşte din tabele din literatură
Consideracircnd că se foloseşte abur de 6 bar şi temperatura de 1600C debitul de abur la
refierbător GB se calculează cu relația (226)
B
1013066045G 4872618
27533 6742
kgh
33
3 AUTOMATIZAREA INSTALAŢIEI DE ELIMINARE A
HIDROGENULUI SULFURAT
Prin automatizarea instalaţiei de eliminare a H2S prin absorbţie icircn soluţie apoasă de MEA
icircn cadrul acestui proiect se icircnţelege
- implementarea structurilor de reglare a parametrilor de regim pe cele două coloane
o presiune la coloana de absorbţie
o presiune şi temperatură la coloana de desorbţie
- implementarea structurilor de reglare a debitelor
o fluxului de gaz bogat la intrarea icircn coloana de absorbţie
o fluxului de absorbant sărac la intrarea icircn coloana de absorbţie
o fluxului de absorbant bogat la intrarea icircn coloana de desorbţie
- implementarea structurilor de reglare a nivelului
o la baza coloanei de absorbţie
o la baza coloanei de desorbţie
o icircn vasul de reflux
34
BIBLIOGRAFIE
1 PROII Reference Manual
2 Marinoiu V Paraschiv N Automatizarea proceselor chimice vol 2 Editura Tehnică
1992
3 Reid RC Prausnitz JMPolingB The Properties of Gases and Liquids vol2
4 Robu V I Procese şi Aparate de Separare icircn Industria Petrolului şi Petrochimie Editura
Didactică şi Pedagogică Bucureşti 1968 pg 398
5 Şomoghi V şa Proprietăţi fizice utilizate icircn calcule termice şi fluidodinamice UPG
Ploieşti 1997
6 Strătulă C Fracţionarea Principii şi Metode de Calcul Ed Tehnică Bucureşti 1986
7 Strătulă C Purificarea gazelor Editura Ştiinţifică şi Enciclopedică Bucureşti
1984pg83131141143-148158161175-177179192255-258321-
327442451-452447-448
8 Suciu G C (coordonator) Ingineria prelucrării hidrocarburilor vol3 editura Tehnică
Bucureşti 1987 pg163
9 Suciu G C (coordonator) Ingineria prelucrării hidrocarburilor vol1 editura Tehnică
Bucureşti 1977
10 Taran C Strătulă C Procedee difuzionale de separare vol 12 IPG Ploieşti 1979
35
Anexe
Anexa 1 Determinarea numărului de talere teoretice prin metoda grafică pentru coloana
de absorbţie a H2S icircn soluţii apoase de MEA
36
Anexa 2 Determinarea numărului de talere teoretice prin metoda grafică pentru coloana
de desorbţie a H2S din soluţii apoase de MEA
37
Anexa 3 Variaţia debitului de abur de-a lungul coloanei de desorbţie
38
Anexa 4 Schema tehnologică de eliminare a H2S
39
Anexa 5 Schema automatizată a instalaţiei de eliminare a H2S
40
Anexa 6 Schema tehnologica a instalatiei clasice de eliminare a gazelor acide prin
absorbtie in solutii apoase se amine
1-coloana de absorbtie
2-racitor
3-schimbator de caldura intre solutia bogata si solutia saraca de amina
4-coloana de desorbtie
5-refierbator
6-condensator
7-vas de reflux
8-vas de completare cu absorbant
24
10130660454872618
27533 6742BG
kgh
22 Determinarea numărului de talere teoretice din coloana de desorbţie
Numărul de talere teoretice se determină prin metoda grafică simplificată bazată pe
curba de echilibru pentru sistemul H2S-MEA la temperatura și presiunea medie din coloană şi pe
dreapta de operare Curba de echilibru Y-X se calculează pornind de la valorile presiunii parţiale
H2S citite din grafice din literatură pentru diferite valori de X şi la temperatura medie pe coloana
de desorbţie Tm=106ordmC Rezultatele obținute sunt prezentate icircn tabelul 21
Tabel 21 Calculul curbei de echilibru pentru coloana de desorbţie
2XkmoliH S kmoliMEA 2H Sp bar
2H S my p p
2
Y y (l y)
kmoliH S kmolabur
X0=005 34 10 330770 10 3
BY 308 10
01 215 10 21154 10 21167 10
02 275 10 25770 10 26123 10
03 121 10 11615 10 11926 10
04 15 10 13846 10 16250 10
05 17 10 15385 10 1167
Xn=06 195 10 17308 10 2715
Dreapta de operare trece prin punctele definite de concentraţiile fluxurilor icircn contracurent
la extremităţile coloanei si anume punctul A (Xn Yf) şi punctul B (X1 Yb) Concentraţia Yf se
calculează cu relaţia (211)
25
R
RSH
fL
GY 2 (211)
f 2
33558Y 0333 kmol H S kmol abur
100674
Concentraţia Yb se citeşte din curba de echilibru X-Y la valoarea lui X0 = 005
kmoliH2SkmoliMEA Se obține Yb = 000308 kmoliH2Skmoli abur
Concentraţia X1 se stabileşte prin bilanţ material pe conturul II din figura 2
0B0
B1 XY
L
VX (212)
Concentraţia X1 se calculează cu relația (212)
1 2
245207X 000308 005 00624kmolH S kmolMEA
610153
Calculul lor se face cu ecuația dreptei de operare (213) dacircnd valorile lui X icircntre X1 și Xn
01 B
LY (X X ) Y
V (213)
Icircn relația (213) se va ține seama că icircn zona de stripare debitul de vapori scade liniar icircntre
BV și 0V S-a reprezentat ghrafic icircn anexa 3 variația liniară a debitului de vapori cu
concentrația X icircntre punctele de coordonate A (06100674) și B (00624 245207)
Din acest grafic se citesc valorile lui V pentru diferite valori ale lui X cuprinse icircntre X1 și
Xn și se introduc icircn ecuația dreptei de operare Rezultatele sunt prerzentate icircn tabelul 22
26
Tabel 22 Calculul curbei de operare pentru coloana de desorbţie
X
kmol H2S kmol MEA b1V
LYXXY 0
kmol H2S kmol abur
V(grafic hr millimetrica)
X1=00624 3
BY 308 10 245207
01 21314 10 234
02 24464 10 207
03 28499 10 181
04 11390 10 1545
05 12150 10 127
Xn=06 1
fY 333 10 100674
Se reprezintă icircn acelaşi grafic icircn coordonate Y-X atacirct curba de echilibru cacirct şi curba
de operare şi se duc orizontale şi verticale pornind de la punctul B la punctul A Numărul de
orizontale reprezintă necesarul de echilibre pentru absorbţia respectivă şi s-au obţinut 8 talere
teoretice (vezi graficul din Anexa 2)
23 Dimensionarea coloanei de desorbţie
231 Diametrul coloanei de desorbţie
Coloana de desorbţie este echipată tot cu talere cu supape de acelaşi tip ca la coloana de
absorbţie
Calculul diametrului se face atacirct icircn zona superioară cacirct şi icircn cea inferioară a coloanei de
desorbţie conform metodologiei Glitsch
Calculul diametrului icircn zona superioară
Sarcina maximă de vapori icircn zona superioară este
Rmax 0 H S2
V V G 100674 33558 134232kmoli h
Debitul maxim de lichid este
max RL L 100674 18 1812132kg h apă
27
Masa molară medie a vaporilor de la vacircrful coloanei de desorbţie se calculează cu relaţia
v H S f abur f2M M y M 1 y (214)
unde
ff
f
y 0333y 025
1 y 1 0333
fracţii molare H2S
VM 34025+18(1-025)=22 kgkmol
Densitatea vaporilor se calculează cu relaţia
vv
v
v
P M 12 220860
R T 0083 273 97
kg m
3
Debitul masic de vapori este
VG maxV V M 134232 22 2953104 kg h
Aplicacircnd legea generală a gazelor se calculează debitul volumic de vapori
max
134232 22V 0954
0860 3600
m
3 s
Densitatea soluţiei de absorbant este ρl = 975 kg m3 şi s-a citit din grafice din literatură la
temperatura Tf
Debitul maxim de vapori corectat se calculează cu relaţia (215)
05
vc
l v
V V
(215)
05
c
0860V 0954 00283
975 0860
m
3s
Debitul maxim de lichid la vacircrful coloanei este
nmax os
L L 26090139 kg h soluţie absorbant bogat
Se calculează debitul volumic de soluţie de absorbant bogat
26090139L 0446
60 975
m
3 min
Din grafice din literatură se citeşte CAF pentru ρv=0860 kgm3 şi s=06 m şi se obţine CAF=04
28
Se aplică următoarele relaţii
LB 005575
NP FI FS CAF
(216)
c
d
328VLC
30v FI FS CAF
(217)
05
2
c
B B 314CD
1571
(218)
unde NP=1 FIcirc=055 FS=07 vd= 005 ms CAF = 04
0446B 005575 0161
1 055 07 04
0446 328 00283C 0900
30 005 055 07 04
05
20161 0161 314 0900D 1586
1571
m
Calculul diametrului icircn zona inferioară
Sarcina maximă de vapori este
max BV V 245207kmol h 18 4413726 kgh
Debitul maxim de lichid este
1max os
L L 2494916 kgh soluţie absorbant sărac
Densitatea vaporilor se citeşte din literatură la temperatura din bază consideracircnd că
vaporii sunt alcătuiţi numai din abur ρv = 0965 kgm3
Se calculează debitul volumic de vapori
max
4413726V 1271
0965 3600
m
3s
Densitatea soluţiei de MEA 15 masă la temperatura de TB sbquo 1150C este
l 9404 kgm3
Se calculează debitul maxim de vapori corectat cu relaţia (215)
29
05
c
0965V 1271 00407
9404 0965
m
3s
Se calculează debitul volumic de soluţie de absorbant
2494916L 0442
9404 60
m
3 min
Din grafice din literatură se citeşte CAF pentru ρv = 0965 kgm3 şi s= 06m şi se obţine
CAF = 041
Se aplică relaţiile 216217218
0442B 005575 0156
1 055 07 041
0442 328 00407C 1140
30 005 055 07 041
05
20156 0156 314 1140Dc 1752
1571
m
Deoarece diferenţa icircntre diametrul zonei superioare şi cel al zonei inferioare nu este mai
mare de 02 m icircntreaga coloană se construieşte cu diametrul zonei inferioare
232 Icircnălţimea coloanei de desorbţie
Icircnălţimea coloanei de desorbţie se calculează cu relaţia (219)
c TR v bI N 1 s I I (219)
Eficacitatea medie globală se estimează ca fiind 25 Numărul real de talere din coloană se
calculează cu relaţia
TTTR
m
N 8N 32
E 025 talere reale
cI 32 1 06 1 15 211 m
30
24 Determinarea necesarului de agenți termici din instalație
241 Calculul schimbului termic absorbant sărac-absorbant bogat
Deoarece absorbantul sărac iese din refierbătorul de la baza coloanei de fracționare ca
lichid la punct de fierbere cu temperatura Tb= 1150C şi trebuie să intre pe la vacircrful coloanei de
absorbţie cu temperatura T0=300C se impune ca acest flux termic să fie valorificat pentru a
realiza schimbul de căldură cu absorbantul bogat care iese de la baza coloanei de absorbţie cu
temperatura Tn = 500C şi care trebuie să intre ca flux de alimentare icircn coloana de stripare la
temperatura de Tf = 800C
Temperatura Tx cu care iese absorbantul sărac din schimbul de căldură se şi apoi se
verifică prin bilanţ termic icircn jurul schimbătorului de căldură 3 din schema din anexa 4
T T Tn nb n xo 0 0 LL L Ls n 0o n 0ss s00
L h L h L h L h (220)
Deoarece icircn literatură nu există date de entalpii pentru soluţiile de amine ci numai date
de călduri specifice putem scrie următoarele relaţii
TTb x0 L 0 p b xLs 0 s0s Ls 0
L h h L c T T (221)
T Tn nf n0 0 p f nL LS 0 n Ln 0 0
L h h L c T T
(222)
Ținacircnd cont de relațiile (221) și (222) relația(220) se poate scrie
n0 p f n 0 p b xsL L0 0
L c T T L c T T (223)
unde 0sL - debitul soluţiei de absorbant sărac kgh
n0L - debitul de absorbant bogat kgh
pL0
c - căldura specifică medie a soluţiei de absorbant bogat respectiv sărac kJkg
0C se citeşte din grafice din literatură la temperatura medie a temperaturilor respective
Temperatura cu care iese absorbantul regenerat din schimbul de căldură se presupune ca fiind
0
XT 85 C și se verifică cu relația (223)
31
026090139 395 (80 50) 2494916 41(115 Tx) Tx 84776 C
Temperatura 0
XT 85 C presupusă s-a verificat deoarece relația (223) s-a verificat icircn
limita unei erori impuse (lt2)
242 Determinarea necesarului de apă de răcire la răcitorul suplimentar
Conform schemei tehnologice icircn instalaţie există un răcitor suplimentar al fluxului de
absorbant sărac cu rolul de a răci absorbantul sărac de la temperatura Tx la temperatura T0
Pentru calculul debitului de apă de răcire la răcitorul suplimentar se scrie relația (224) de
bilanț termic icircn jurul schimbătorului de căldură 2 din schema din Anexa 4
TT TT 0x eiapa apa 0 apa apa 0L Ls0 0s s
G h L h G h L h (224)
Din relaţia (224) se obține că
0 p x 0s L0apa T Te i
apa apa
L c T T
Gh h
(225)
unde T Te iapa apah h reprezintă entalpiile apei de răcire la temperatura de intrare respectiv de ieşire
icircn kJkg
Gapa ndash reprezintă debitul de apă de răcire kgh
pL0
c - reprezintă căldura specifică medie a soluţiei de absorbant sărac hJkg0C
Se citeşte din grafice din literatură la temperatura medie aritmetică a temperaturilor
respective
0575 Cp
L0
c 399 kJkg0C
Consideracircnd că apa intră cu temperatura de 280C şi iese cu 40
0C necesarul de apă de
răcire la răcitorul suplimentar se calculează cu relația (225)
apa
2494916 399 85 30G 109152575
1675 11734
kgh
32
243 Determinarea necesarului de abur saturat la refierbător
Cunoscacircnd sarcina refierbătorului coloanei de stripare se poate calcula și debitul de abur
la refierbător GB
BB T Ti e
apaabur
QG
H h
(226)
unde T Ti e
apaaburH h - reprezintă entalpia aburului apei la intrarea ieşirea icircn refierbător kJkg
care se citeşte din tabele din literatură
Consideracircnd că se foloseşte abur de 6 bar şi temperatura de 1600C debitul de abur la
refierbător GB se calculează cu relația (226)
B
1013066045G 4872618
27533 6742
kgh
33
3 AUTOMATIZAREA INSTALAŢIEI DE ELIMINARE A
HIDROGENULUI SULFURAT
Prin automatizarea instalaţiei de eliminare a H2S prin absorbţie icircn soluţie apoasă de MEA
icircn cadrul acestui proiect se icircnţelege
- implementarea structurilor de reglare a parametrilor de regim pe cele două coloane
o presiune la coloana de absorbţie
o presiune şi temperatură la coloana de desorbţie
- implementarea structurilor de reglare a debitelor
o fluxului de gaz bogat la intrarea icircn coloana de absorbţie
o fluxului de absorbant sărac la intrarea icircn coloana de absorbţie
o fluxului de absorbant bogat la intrarea icircn coloana de desorbţie
- implementarea structurilor de reglare a nivelului
o la baza coloanei de absorbţie
o la baza coloanei de desorbţie
o icircn vasul de reflux
34
BIBLIOGRAFIE
1 PROII Reference Manual
2 Marinoiu V Paraschiv N Automatizarea proceselor chimice vol 2 Editura Tehnică
1992
3 Reid RC Prausnitz JMPolingB The Properties of Gases and Liquids vol2
4 Robu V I Procese şi Aparate de Separare icircn Industria Petrolului şi Petrochimie Editura
Didactică şi Pedagogică Bucureşti 1968 pg 398
5 Şomoghi V şa Proprietăţi fizice utilizate icircn calcule termice şi fluidodinamice UPG
Ploieşti 1997
6 Strătulă C Fracţionarea Principii şi Metode de Calcul Ed Tehnică Bucureşti 1986
7 Strătulă C Purificarea gazelor Editura Ştiinţifică şi Enciclopedică Bucureşti
1984pg83131141143-148158161175-177179192255-258321-
327442451-452447-448
8 Suciu G C (coordonator) Ingineria prelucrării hidrocarburilor vol3 editura Tehnică
Bucureşti 1987 pg163
9 Suciu G C (coordonator) Ingineria prelucrării hidrocarburilor vol1 editura Tehnică
Bucureşti 1977
10 Taran C Strătulă C Procedee difuzionale de separare vol 12 IPG Ploieşti 1979
35
Anexe
Anexa 1 Determinarea numărului de talere teoretice prin metoda grafică pentru coloana
de absorbţie a H2S icircn soluţii apoase de MEA
36
Anexa 2 Determinarea numărului de talere teoretice prin metoda grafică pentru coloana
de desorbţie a H2S din soluţii apoase de MEA
37
Anexa 3 Variaţia debitului de abur de-a lungul coloanei de desorbţie
38
Anexa 4 Schema tehnologică de eliminare a H2S
39
Anexa 5 Schema automatizată a instalaţiei de eliminare a H2S
40
Anexa 6 Schema tehnologica a instalatiei clasice de eliminare a gazelor acide prin
absorbtie in solutii apoase se amine
1-coloana de absorbtie
2-racitor
3-schimbator de caldura intre solutia bogata si solutia saraca de amina
4-coloana de desorbtie
5-refierbator
6-condensator
7-vas de reflux
8-vas de completare cu absorbant
25
R
RSH
fL
GY 2 (211)
f 2
33558Y 0333 kmol H S kmol abur
100674
Concentraţia Yb se citeşte din curba de echilibru X-Y la valoarea lui X0 = 005
kmoliH2SkmoliMEA Se obține Yb = 000308 kmoliH2Skmoli abur
Concentraţia X1 se stabileşte prin bilanţ material pe conturul II din figura 2
0B0
B1 XY
L
VX (212)
Concentraţia X1 se calculează cu relația (212)
1 2
245207X 000308 005 00624kmolH S kmolMEA
610153
Calculul lor se face cu ecuația dreptei de operare (213) dacircnd valorile lui X icircntre X1 și Xn
01 B
LY (X X ) Y
V (213)
Icircn relația (213) se va ține seama că icircn zona de stripare debitul de vapori scade liniar icircntre
BV și 0V S-a reprezentat ghrafic icircn anexa 3 variația liniară a debitului de vapori cu
concentrația X icircntre punctele de coordonate A (06100674) și B (00624 245207)
Din acest grafic se citesc valorile lui V pentru diferite valori ale lui X cuprinse icircntre X1 și
Xn și se introduc icircn ecuația dreptei de operare Rezultatele sunt prerzentate icircn tabelul 22
26
Tabel 22 Calculul curbei de operare pentru coloana de desorbţie
X
kmol H2S kmol MEA b1V
LYXXY 0
kmol H2S kmol abur
V(grafic hr millimetrica)
X1=00624 3
BY 308 10 245207
01 21314 10 234
02 24464 10 207
03 28499 10 181
04 11390 10 1545
05 12150 10 127
Xn=06 1
fY 333 10 100674
Se reprezintă icircn acelaşi grafic icircn coordonate Y-X atacirct curba de echilibru cacirct şi curba
de operare şi se duc orizontale şi verticale pornind de la punctul B la punctul A Numărul de
orizontale reprezintă necesarul de echilibre pentru absorbţia respectivă şi s-au obţinut 8 talere
teoretice (vezi graficul din Anexa 2)
23 Dimensionarea coloanei de desorbţie
231 Diametrul coloanei de desorbţie
Coloana de desorbţie este echipată tot cu talere cu supape de acelaşi tip ca la coloana de
absorbţie
Calculul diametrului se face atacirct icircn zona superioară cacirct şi icircn cea inferioară a coloanei de
desorbţie conform metodologiei Glitsch
Calculul diametrului icircn zona superioară
Sarcina maximă de vapori icircn zona superioară este
Rmax 0 H S2
V V G 100674 33558 134232kmoli h
Debitul maxim de lichid este
max RL L 100674 18 1812132kg h apă
27
Masa molară medie a vaporilor de la vacircrful coloanei de desorbţie se calculează cu relaţia
v H S f abur f2M M y M 1 y (214)
unde
ff
f
y 0333y 025
1 y 1 0333
fracţii molare H2S
VM 34025+18(1-025)=22 kgkmol
Densitatea vaporilor se calculează cu relaţia
vv
v
v
P M 12 220860
R T 0083 273 97
kg m
3
Debitul masic de vapori este
VG maxV V M 134232 22 2953104 kg h
Aplicacircnd legea generală a gazelor se calculează debitul volumic de vapori
max
134232 22V 0954
0860 3600
m
3 s
Densitatea soluţiei de absorbant este ρl = 975 kg m3 şi s-a citit din grafice din literatură la
temperatura Tf
Debitul maxim de vapori corectat se calculează cu relaţia (215)
05
vc
l v
V V
(215)
05
c
0860V 0954 00283
975 0860
m
3s
Debitul maxim de lichid la vacircrful coloanei este
nmax os
L L 26090139 kg h soluţie absorbant bogat
Se calculează debitul volumic de soluţie de absorbant bogat
26090139L 0446
60 975
m
3 min
Din grafice din literatură se citeşte CAF pentru ρv=0860 kgm3 şi s=06 m şi se obţine CAF=04
28
Se aplică următoarele relaţii
LB 005575
NP FI FS CAF
(216)
c
d
328VLC
30v FI FS CAF
(217)
05
2
c
B B 314CD
1571
(218)
unde NP=1 FIcirc=055 FS=07 vd= 005 ms CAF = 04
0446B 005575 0161
1 055 07 04
0446 328 00283C 0900
30 005 055 07 04
05
20161 0161 314 0900D 1586
1571
m
Calculul diametrului icircn zona inferioară
Sarcina maximă de vapori este
max BV V 245207kmol h 18 4413726 kgh
Debitul maxim de lichid este
1max os
L L 2494916 kgh soluţie absorbant sărac
Densitatea vaporilor se citeşte din literatură la temperatura din bază consideracircnd că
vaporii sunt alcătuiţi numai din abur ρv = 0965 kgm3
Se calculează debitul volumic de vapori
max
4413726V 1271
0965 3600
m
3s
Densitatea soluţiei de MEA 15 masă la temperatura de TB sbquo 1150C este
l 9404 kgm3
Se calculează debitul maxim de vapori corectat cu relaţia (215)
29
05
c
0965V 1271 00407
9404 0965
m
3s
Se calculează debitul volumic de soluţie de absorbant
2494916L 0442
9404 60
m
3 min
Din grafice din literatură se citeşte CAF pentru ρv = 0965 kgm3 şi s= 06m şi se obţine
CAF = 041
Se aplică relaţiile 216217218
0442B 005575 0156
1 055 07 041
0442 328 00407C 1140
30 005 055 07 041
05
20156 0156 314 1140Dc 1752
1571
m
Deoarece diferenţa icircntre diametrul zonei superioare şi cel al zonei inferioare nu este mai
mare de 02 m icircntreaga coloană se construieşte cu diametrul zonei inferioare
232 Icircnălţimea coloanei de desorbţie
Icircnălţimea coloanei de desorbţie se calculează cu relaţia (219)
c TR v bI N 1 s I I (219)
Eficacitatea medie globală se estimează ca fiind 25 Numărul real de talere din coloană se
calculează cu relaţia
TTTR
m
N 8N 32
E 025 talere reale
cI 32 1 06 1 15 211 m
30
24 Determinarea necesarului de agenți termici din instalație
241 Calculul schimbului termic absorbant sărac-absorbant bogat
Deoarece absorbantul sărac iese din refierbătorul de la baza coloanei de fracționare ca
lichid la punct de fierbere cu temperatura Tb= 1150C şi trebuie să intre pe la vacircrful coloanei de
absorbţie cu temperatura T0=300C se impune ca acest flux termic să fie valorificat pentru a
realiza schimbul de căldură cu absorbantul bogat care iese de la baza coloanei de absorbţie cu
temperatura Tn = 500C şi care trebuie să intre ca flux de alimentare icircn coloana de stripare la
temperatura de Tf = 800C
Temperatura Tx cu care iese absorbantul sărac din schimbul de căldură se şi apoi se
verifică prin bilanţ termic icircn jurul schimbătorului de căldură 3 din schema din anexa 4
T T Tn nb n xo 0 0 LL L Ls n 0o n 0ss s00
L h L h L h L h (220)
Deoarece icircn literatură nu există date de entalpii pentru soluţiile de amine ci numai date
de călduri specifice putem scrie următoarele relaţii
TTb x0 L 0 p b xLs 0 s0s Ls 0
L h h L c T T (221)
T Tn nf n0 0 p f nL LS 0 n Ln 0 0
L h h L c T T
(222)
Ținacircnd cont de relațiile (221) și (222) relația(220) se poate scrie
n0 p f n 0 p b xsL L0 0
L c T T L c T T (223)
unde 0sL - debitul soluţiei de absorbant sărac kgh
n0L - debitul de absorbant bogat kgh
pL0
c - căldura specifică medie a soluţiei de absorbant bogat respectiv sărac kJkg
0C se citeşte din grafice din literatură la temperatura medie a temperaturilor respective
Temperatura cu care iese absorbantul regenerat din schimbul de căldură se presupune ca fiind
0
XT 85 C și se verifică cu relația (223)
31
026090139 395 (80 50) 2494916 41(115 Tx) Tx 84776 C
Temperatura 0
XT 85 C presupusă s-a verificat deoarece relația (223) s-a verificat icircn
limita unei erori impuse (lt2)
242 Determinarea necesarului de apă de răcire la răcitorul suplimentar
Conform schemei tehnologice icircn instalaţie există un răcitor suplimentar al fluxului de
absorbant sărac cu rolul de a răci absorbantul sărac de la temperatura Tx la temperatura T0
Pentru calculul debitului de apă de răcire la răcitorul suplimentar se scrie relația (224) de
bilanț termic icircn jurul schimbătorului de căldură 2 din schema din Anexa 4
TT TT 0x eiapa apa 0 apa apa 0L Ls0 0s s
G h L h G h L h (224)
Din relaţia (224) se obține că
0 p x 0s L0apa T Te i
apa apa
L c T T
Gh h
(225)
unde T Te iapa apah h reprezintă entalpiile apei de răcire la temperatura de intrare respectiv de ieşire
icircn kJkg
Gapa ndash reprezintă debitul de apă de răcire kgh
pL0
c - reprezintă căldura specifică medie a soluţiei de absorbant sărac hJkg0C
Se citeşte din grafice din literatură la temperatura medie aritmetică a temperaturilor
respective
0575 Cp
L0
c 399 kJkg0C
Consideracircnd că apa intră cu temperatura de 280C şi iese cu 40
0C necesarul de apă de
răcire la răcitorul suplimentar se calculează cu relația (225)
apa
2494916 399 85 30G 109152575
1675 11734
kgh
32
243 Determinarea necesarului de abur saturat la refierbător
Cunoscacircnd sarcina refierbătorului coloanei de stripare se poate calcula și debitul de abur
la refierbător GB
BB T Ti e
apaabur
QG
H h
(226)
unde T Ti e
apaaburH h - reprezintă entalpia aburului apei la intrarea ieşirea icircn refierbător kJkg
care se citeşte din tabele din literatură
Consideracircnd că se foloseşte abur de 6 bar şi temperatura de 1600C debitul de abur la
refierbător GB se calculează cu relația (226)
B
1013066045G 4872618
27533 6742
kgh
33
3 AUTOMATIZAREA INSTALAŢIEI DE ELIMINARE A
HIDROGENULUI SULFURAT
Prin automatizarea instalaţiei de eliminare a H2S prin absorbţie icircn soluţie apoasă de MEA
icircn cadrul acestui proiect se icircnţelege
- implementarea structurilor de reglare a parametrilor de regim pe cele două coloane
o presiune la coloana de absorbţie
o presiune şi temperatură la coloana de desorbţie
- implementarea structurilor de reglare a debitelor
o fluxului de gaz bogat la intrarea icircn coloana de absorbţie
o fluxului de absorbant sărac la intrarea icircn coloana de absorbţie
o fluxului de absorbant bogat la intrarea icircn coloana de desorbţie
- implementarea structurilor de reglare a nivelului
o la baza coloanei de absorbţie
o la baza coloanei de desorbţie
o icircn vasul de reflux
34
BIBLIOGRAFIE
1 PROII Reference Manual
2 Marinoiu V Paraschiv N Automatizarea proceselor chimice vol 2 Editura Tehnică
1992
3 Reid RC Prausnitz JMPolingB The Properties of Gases and Liquids vol2
4 Robu V I Procese şi Aparate de Separare icircn Industria Petrolului şi Petrochimie Editura
Didactică şi Pedagogică Bucureşti 1968 pg 398
5 Şomoghi V şa Proprietăţi fizice utilizate icircn calcule termice şi fluidodinamice UPG
Ploieşti 1997
6 Strătulă C Fracţionarea Principii şi Metode de Calcul Ed Tehnică Bucureşti 1986
7 Strătulă C Purificarea gazelor Editura Ştiinţifică şi Enciclopedică Bucureşti
1984pg83131141143-148158161175-177179192255-258321-
327442451-452447-448
8 Suciu G C (coordonator) Ingineria prelucrării hidrocarburilor vol3 editura Tehnică
Bucureşti 1987 pg163
9 Suciu G C (coordonator) Ingineria prelucrării hidrocarburilor vol1 editura Tehnică
Bucureşti 1977
10 Taran C Strătulă C Procedee difuzionale de separare vol 12 IPG Ploieşti 1979
35
Anexe
Anexa 1 Determinarea numărului de talere teoretice prin metoda grafică pentru coloana
de absorbţie a H2S icircn soluţii apoase de MEA
36
Anexa 2 Determinarea numărului de talere teoretice prin metoda grafică pentru coloana
de desorbţie a H2S din soluţii apoase de MEA
37
Anexa 3 Variaţia debitului de abur de-a lungul coloanei de desorbţie
38
Anexa 4 Schema tehnologică de eliminare a H2S
39
Anexa 5 Schema automatizată a instalaţiei de eliminare a H2S
40
Anexa 6 Schema tehnologica a instalatiei clasice de eliminare a gazelor acide prin
absorbtie in solutii apoase se amine
1-coloana de absorbtie
2-racitor
3-schimbator de caldura intre solutia bogata si solutia saraca de amina
4-coloana de desorbtie
5-refierbator
6-condensator
7-vas de reflux
8-vas de completare cu absorbant
26
Tabel 22 Calculul curbei de operare pentru coloana de desorbţie
X
kmol H2S kmol MEA b1V
LYXXY 0
kmol H2S kmol abur
V(grafic hr millimetrica)
X1=00624 3
BY 308 10 245207
01 21314 10 234
02 24464 10 207
03 28499 10 181
04 11390 10 1545
05 12150 10 127
Xn=06 1
fY 333 10 100674
Se reprezintă icircn acelaşi grafic icircn coordonate Y-X atacirct curba de echilibru cacirct şi curba
de operare şi se duc orizontale şi verticale pornind de la punctul B la punctul A Numărul de
orizontale reprezintă necesarul de echilibre pentru absorbţia respectivă şi s-au obţinut 8 talere
teoretice (vezi graficul din Anexa 2)
23 Dimensionarea coloanei de desorbţie
231 Diametrul coloanei de desorbţie
Coloana de desorbţie este echipată tot cu talere cu supape de acelaşi tip ca la coloana de
absorbţie
Calculul diametrului se face atacirct icircn zona superioară cacirct şi icircn cea inferioară a coloanei de
desorbţie conform metodologiei Glitsch
Calculul diametrului icircn zona superioară
Sarcina maximă de vapori icircn zona superioară este
Rmax 0 H S2
V V G 100674 33558 134232kmoli h
Debitul maxim de lichid este
max RL L 100674 18 1812132kg h apă
27
Masa molară medie a vaporilor de la vacircrful coloanei de desorbţie se calculează cu relaţia
v H S f abur f2M M y M 1 y (214)
unde
ff
f
y 0333y 025
1 y 1 0333
fracţii molare H2S
VM 34025+18(1-025)=22 kgkmol
Densitatea vaporilor se calculează cu relaţia
vv
v
v
P M 12 220860
R T 0083 273 97
kg m
3
Debitul masic de vapori este
VG maxV V M 134232 22 2953104 kg h
Aplicacircnd legea generală a gazelor se calculează debitul volumic de vapori
max
134232 22V 0954
0860 3600
m
3 s
Densitatea soluţiei de absorbant este ρl = 975 kg m3 şi s-a citit din grafice din literatură la
temperatura Tf
Debitul maxim de vapori corectat se calculează cu relaţia (215)
05
vc
l v
V V
(215)
05
c
0860V 0954 00283
975 0860
m
3s
Debitul maxim de lichid la vacircrful coloanei este
nmax os
L L 26090139 kg h soluţie absorbant bogat
Se calculează debitul volumic de soluţie de absorbant bogat
26090139L 0446
60 975
m
3 min
Din grafice din literatură se citeşte CAF pentru ρv=0860 kgm3 şi s=06 m şi se obţine CAF=04
28
Se aplică următoarele relaţii
LB 005575
NP FI FS CAF
(216)
c
d
328VLC
30v FI FS CAF
(217)
05
2
c
B B 314CD
1571
(218)
unde NP=1 FIcirc=055 FS=07 vd= 005 ms CAF = 04
0446B 005575 0161
1 055 07 04
0446 328 00283C 0900
30 005 055 07 04
05
20161 0161 314 0900D 1586
1571
m
Calculul diametrului icircn zona inferioară
Sarcina maximă de vapori este
max BV V 245207kmol h 18 4413726 kgh
Debitul maxim de lichid este
1max os
L L 2494916 kgh soluţie absorbant sărac
Densitatea vaporilor se citeşte din literatură la temperatura din bază consideracircnd că
vaporii sunt alcătuiţi numai din abur ρv = 0965 kgm3
Se calculează debitul volumic de vapori
max
4413726V 1271
0965 3600
m
3s
Densitatea soluţiei de MEA 15 masă la temperatura de TB sbquo 1150C este
l 9404 kgm3
Se calculează debitul maxim de vapori corectat cu relaţia (215)
29
05
c
0965V 1271 00407
9404 0965
m
3s
Se calculează debitul volumic de soluţie de absorbant
2494916L 0442
9404 60
m
3 min
Din grafice din literatură se citeşte CAF pentru ρv = 0965 kgm3 şi s= 06m şi se obţine
CAF = 041
Se aplică relaţiile 216217218
0442B 005575 0156
1 055 07 041
0442 328 00407C 1140
30 005 055 07 041
05
20156 0156 314 1140Dc 1752
1571
m
Deoarece diferenţa icircntre diametrul zonei superioare şi cel al zonei inferioare nu este mai
mare de 02 m icircntreaga coloană se construieşte cu diametrul zonei inferioare
232 Icircnălţimea coloanei de desorbţie
Icircnălţimea coloanei de desorbţie se calculează cu relaţia (219)
c TR v bI N 1 s I I (219)
Eficacitatea medie globală se estimează ca fiind 25 Numărul real de talere din coloană se
calculează cu relaţia
TTTR
m
N 8N 32
E 025 talere reale
cI 32 1 06 1 15 211 m
30
24 Determinarea necesarului de agenți termici din instalație
241 Calculul schimbului termic absorbant sărac-absorbant bogat
Deoarece absorbantul sărac iese din refierbătorul de la baza coloanei de fracționare ca
lichid la punct de fierbere cu temperatura Tb= 1150C şi trebuie să intre pe la vacircrful coloanei de
absorbţie cu temperatura T0=300C se impune ca acest flux termic să fie valorificat pentru a
realiza schimbul de căldură cu absorbantul bogat care iese de la baza coloanei de absorbţie cu
temperatura Tn = 500C şi care trebuie să intre ca flux de alimentare icircn coloana de stripare la
temperatura de Tf = 800C
Temperatura Tx cu care iese absorbantul sărac din schimbul de căldură se şi apoi se
verifică prin bilanţ termic icircn jurul schimbătorului de căldură 3 din schema din anexa 4
T T Tn nb n xo 0 0 LL L Ls n 0o n 0ss s00
L h L h L h L h (220)
Deoarece icircn literatură nu există date de entalpii pentru soluţiile de amine ci numai date
de călduri specifice putem scrie următoarele relaţii
TTb x0 L 0 p b xLs 0 s0s Ls 0
L h h L c T T (221)
T Tn nf n0 0 p f nL LS 0 n Ln 0 0
L h h L c T T
(222)
Ținacircnd cont de relațiile (221) și (222) relația(220) se poate scrie
n0 p f n 0 p b xsL L0 0
L c T T L c T T (223)
unde 0sL - debitul soluţiei de absorbant sărac kgh
n0L - debitul de absorbant bogat kgh
pL0
c - căldura specifică medie a soluţiei de absorbant bogat respectiv sărac kJkg
0C se citeşte din grafice din literatură la temperatura medie a temperaturilor respective
Temperatura cu care iese absorbantul regenerat din schimbul de căldură se presupune ca fiind
0
XT 85 C și se verifică cu relația (223)
31
026090139 395 (80 50) 2494916 41(115 Tx) Tx 84776 C
Temperatura 0
XT 85 C presupusă s-a verificat deoarece relația (223) s-a verificat icircn
limita unei erori impuse (lt2)
242 Determinarea necesarului de apă de răcire la răcitorul suplimentar
Conform schemei tehnologice icircn instalaţie există un răcitor suplimentar al fluxului de
absorbant sărac cu rolul de a răci absorbantul sărac de la temperatura Tx la temperatura T0
Pentru calculul debitului de apă de răcire la răcitorul suplimentar se scrie relația (224) de
bilanț termic icircn jurul schimbătorului de căldură 2 din schema din Anexa 4
TT TT 0x eiapa apa 0 apa apa 0L Ls0 0s s
G h L h G h L h (224)
Din relaţia (224) se obține că
0 p x 0s L0apa T Te i
apa apa
L c T T
Gh h
(225)
unde T Te iapa apah h reprezintă entalpiile apei de răcire la temperatura de intrare respectiv de ieşire
icircn kJkg
Gapa ndash reprezintă debitul de apă de răcire kgh
pL0
c - reprezintă căldura specifică medie a soluţiei de absorbant sărac hJkg0C
Se citeşte din grafice din literatură la temperatura medie aritmetică a temperaturilor
respective
0575 Cp
L0
c 399 kJkg0C
Consideracircnd că apa intră cu temperatura de 280C şi iese cu 40
0C necesarul de apă de
răcire la răcitorul suplimentar se calculează cu relația (225)
apa
2494916 399 85 30G 109152575
1675 11734
kgh
32
243 Determinarea necesarului de abur saturat la refierbător
Cunoscacircnd sarcina refierbătorului coloanei de stripare se poate calcula și debitul de abur
la refierbător GB
BB T Ti e
apaabur
QG
H h
(226)
unde T Ti e
apaaburH h - reprezintă entalpia aburului apei la intrarea ieşirea icircn refierbător kJkg
care se citeşte din tabele din literatură
Consideracircnd că se foloseşte abur de 6 bar şi temperatura de 1600C debitul de abur la
refierbător GB se calculează cu relația (226)
B
1013066045G 4872618
27533 6742
kgh
33
3 AUTOMATIZAREA INSTALAŢIEI DE ELIMINARE A
HIDROGENULUI SULFURAT
Prin automatizarea instalaţiei de eliminare a H2S prin absorbţie icircn soluţie apoasă de MEA
icircn cadrul acestui proiect se icircnţelege
- implementarea structurilor de reglare a parametrilor de regim pe cele două coloane
o presiune la coloana de absorbţie
o presiune şi temperatură la coloana de desorbţie
- implementarea structurilor de reglare a debitelor
o fluxului de gaz bogat la intrarea icircn coloana de absorbţie
o fluxului de absorbant sărac la intrarea icircn coloana de absorbţie
o fluxului de absorbant bogat la intrarea icircn coloana de desorbţie
- implementarea structurilor de reglare a nivelului
o la baza coloanei de absorbţie
o la baza coloanei de desorbţie
o icircn vasul de reflux
34
BIBLIOGRAFIE
1 PROII Reference Manual
2 Marinoiu V Paraschiv N Automatizarea proceselor chimice vol 2 Editura Tehnică
1992
3 Reid RC Prausnitz JMPolingB The Properties of Gases and Liquids vol2
4 Robu V I Procese şi Aparate de Separare icircn Industria Petrolului şi Petrochimie Editura
Didactică şi Pedagogică Bucureşti 1968 pg 398
5 Şomoghi V şa Proprietăţi fizice utilizate icircn calcule termice şi fluidodinamice UPG
Ploieşti 1997
6 Strătulă C Fracţionarea Principii şi Metode de Calcul Ed Tehnică Bucureşti 1986
7 Strătulă C Purificarea gazelor Editura Ştiinţifică şi Enciclopedică Bucureşti
1984pg83131141143-148158161175-177179192255-258321-
327442451-452447-448
8 Suciu G C (coordonator) Ingineria prelucrării hidrocarburilor vol3 editura Tehnică
Bucureşti 1987 pg163
9 Suciu G C (coordonator) Ingineria prelucrării hidrocarburilor vol1 editura Tehnică
Bucureşti 1977
10 Taran C Strătulă C Procedee difuzionale de separare vol 12 IPG Ploieşti 1979
35
Anexe
Anexa 1 Determinarea numărului de talere teoretice prin metoda grafică pentru coloana
de absorbţie a H2S icircn soluţii apoase de MEA
36
Anexa 2 Determinarea numărului de talere teoretice prin metoda grafică pentru coloana
de desorbţie a H2S din soluţii apoase de MEA
37
Anexa 3 Variaţia debitului de abur de-a lungul coloanei de desorbţie
38
Anexa 4 Schema tehnologică de eliminare a H2S
39
Anexa 5 Schema automatizată a instalaţiei de eliminare a H2S
40
Anexa 6 Schema tehnologica a instalatiei clasice de eliminare a gazelor acide prin
absorbtie in solutii apoase se amine
1-coloana de absorbtie
2-racitor
3-schimbator de caldura intre solutia bogata si solutia saraca de amina
4-coloana de desorbtie
5-refierbator
6-condensator
7-vas de reflux
8-vas de completare cu absorbant
27
Masa molară medie a vaporilor de la vacircrful coloanei de desorbţie se calculează cu relaţia
v H S f abur f2M M y M 1 y (214)
unde
ff
f
y 0333y 025
1 y 1 0333
fracţii molare H2S
VM 34025+18(1-025)=22 kgkmol
Densitatea vaporilor se calculează cu relaţia
vv
v
v
P M 12 220860
R T 0083 273 97
kg m
3
Debitul masic de vapori este
VG maxV V M 134232 22 2953104 kg h
Aplicacircnd legea generală a gazelor se calculează debitul volumic de vapori
max
134232 22V 0954
0860 3600
m
3 s
Densitatea soluţiei de absorbant este ρl = 975 kg m3 şi s-a citit din grafice din literatură la
temperatura Tf
Debitul maxim de vapori corectat se calculează cu relaţia (215)
05
vc
l v
V V
(215)
05
c
0860V 0954 00283
975 0860
m
3s
Debitul maxim de lichid la vacircrful coloanei este
nmax os
L L 26090139 kg h soluţie absorbant bogat
Se calculează debitul volumic de soluţie de absorbant bogat
26090139L 0446
60 975
m
3 min
Din grafice din literatură se citeşte CAF pentru ρv=0860 kgm3 şi s=06 m şi se obţine CAF=04
28
Se aplică următoarele relaţii
LB 005575
NP FI FS CAF
(216)
c
d
328VLC
30v FI FS CAF
(217)
05
2
c
B B 314CD
1571
(218)
unde NP=1 FIcirc=055 FS=07 vd= 005 ms CAF = 04
0446B 005575 0161
1 055 07 04
0446 328 00283C 0900
30 005 055 07 04
05
20161 0161 314 0900D 1586
1571
m
Calculul diametrului icircn zona inferioară
Sarcina maximă de vapori este
max BV V 245207kmol h 18 4413726 kgh
Debitul maxim de lichid este
1max os
L L 2494916 kgh soluţie absorbant sărac
Densitatea vaporilor se citeşte din literatură la temperatura din bază consideracircnd că
vaporii sunt alcătuiţi numai din abur ρv = 0965 kgm3
Se calculează debitul volumic de vapori
max
4413726V 1271
0965 3600
m
3s
Densitatea soluţiei de MEA 15 masă la temperatura de TB sbquo 1150C este
l 9404 kgm3
Se calculează debitul maxim de vapori corectat cu relaţia (215)
29
05
c
0965V 1271 00407
9404 0965
m
3s
Se calculează debitul volumic de soluţie de absorbant
2494916L 0442
9404 60
m
3 min
Din grafice din literatură se citeşte CAF pentru ρv = 0965 kgm3 şi s= 06m şi se obţine
CAF = 041
Se aplică relaţiile 216217218
0442B 005575 0156
1 055 07 041
0442 328 00407C 1140
30 005 055 07 041
05
20156 0156 314 1140Dc 1752
1571
m
Deoarece diferenţa icircntre diametrul zonei superioare şi cel al zonei inferioare nu este mai
mare de 02 m icircntreaga coloană se construieşte cu diametrul zonei inferioare
232 Icircnălţimea coloanei de desorbţie
Icircnălţimea coloanei de desorbţie se calculează cu relaţia (219)
c TR v bI N 1 s I I (219)
Eficacitatea medie globală se estimează ca fiind 25 Numărul real de talere din coloană se
calculează cu relaţia
TTTR
m
N 8N 32
E 025 talere reale
cI 32 1 06 1 15 211 m
30
24 Determinarea necesarului de agenți termici din instalație
241 Calculul schimbului termic absorbant sărac-absorbant bogat
Deoarece absorbantul sărac iese din refierbătorul de la baza coloanei de fracționare ca
lichid la punct de fierbere cu temperatura Tb= 1150C şi trebuie să intre pe la vacircrful coloanei de
absorbţie cu temperatura T0=300C se impune ca acest flux termic să fie valorificat pentru a
realiza schimbul de căldură cu absorbantul bogat care iese de la baza coloanei de absorbţie cu
temperatura Tn = 500C şi care trebuie să intre ca flux de alimentare icircn coloana de stripare la
temperatura de Tf = 800C
Temperatura Tx cu care iese absorbantul sărac din schimbul de căldură se şi apoi se
verifică prin bilanţ termic icircn jurul schimbătorului de căldură 3 din schema din anexa 4
T T Tn nb n xo 0 0 LL L Ls n 0o n 0ss s00
L h L h L h L h (220)
Deoarece icircn literatură nu există date de entalpii pentru soluţiile de amine ci numai date
de călduri specifice putem scrie următoarele relaţii
TTb x0 L 0 p b xLs 0 s0s Ls 0
L h h L c T T (221)
T Tn nf n0 0 p f nL LS 0 n Ln 0 0
L h h L c T T
(222)
Ținacircnd cont de relațiile (221) și (222) relația(220) se poate scrie
n0 p f n 0 p b xsL L0 0
L c T T L c T T (223)
unde 0sL - debitul soluţiei de absorbant sărac kgh
n0L - debitul de absorbant bogat kgh
pL0
c - căldura specifică medie a soluţiei de absorbant bogat respectiv sărac kJkg
0C se citeşte din grafice din literatură la temperatura medie a temperaturilor respective
Temperatura cu care iese absorbantul regenerat din schimbul de căldură se presupune ca fiind
0
XT 85 C și se verifică cu relația (223)
31
026090139 395 (80 50) 2494916 41(115 Tx) Tx 84776 C
Temperatura 0
XT 85 C presupusă s-a verificat deoarece relația (223) s-a verificat icircn
limita unei erori impuse (lt2)
242 Determinarea necesarului de apă de răcire la răcitorul suplimentar
Conform schemei tehnologice icircn instalaţie există un răcitor suplimentar al fluxului de
absorbant sărac cu rolul de a răci absorbantul sărac de la temperatura Tx la temperatura T0
Pentru calculul debitului de apă de răcire la răcitorul suplimentar se scrie relația (224) de
bilanț termic icircn jurul schimbătorului de căldură 2 din schema din Anexa 4
TT TT 0x eiapa apa 0 apa apa 0L Ls0 0s s
G h L h G h L h (224)
Din relaţia (224) se obține că
0 p x 0s L0apa T Te i
apa apa
L c T T
Gh h
(225)
unde T Te iapa apah h reprezintă entalpiile apei de răcire la temperatura de intrare respectiv de ieşire
icircn kJkg
Gapa ndash reprezintă debitul de apă de răcire kgh
pL0
c - reprezintă căldura specifică medie a soluţiei de absorbant sărac hJkg0C
Se citeşte din grafice din literatură la temperatura medie aritmetică a temperaturilor
respective
0575 Cp
L0
c 399 kJkg0C
Consideracircnd că apa intră cu temperatura de 280C şi iese cu 40
0C necesarul de apă de
răcire la răcitorul suplimentar se calculează cu relația (225)
apa
2494916 399 85 30G 109152575
1675 11734
kgh
32
243 Determinarea necesarului de abur saturat la refierbător
Cunoscacircnd sarcina refierbătorului coloanei de stripare se poate calcula și debitul de abur
la refierbător GB
BB T Ti e
apaabur
QG
H h
(226)
unde T Ti e
apaaburH h - reprezintă entalpia aburului apei la intrarea ieşirea icircn refierbător kJkg
care se citeşte din tabele din literatură
Consideracircnd că se foloseşte abur de 6 bar şi temperatura de 1600C debitul de abur la
refierbător GB se calculează cu relația (226)
B
1013066045G 4872618
27533 6742
kgh
33
3 AUTOMATIZAREA INSTALAŢIEI DE ELIMINARE A
HIDROGENULUI SULFURAT
Prin automatizarea instalaţiei de eliminare a H2S prin absorbţie icircn soluţie apoasă de MEA
icircn cadrul acestui proiect se icircnţelege
- implementarea structurilor de reglare a parametrilor de regim pe cele două coloane
o presiune la coloana de absorbţie
o presiune şi temperatură la coloana de desorbţie
- implementarea structurilor de reglare a debitelor
o fluxului de gaz bogat la intrarea icircn coloana de absorbţie
o fluxului de absorbant sărac la intrarea icircn coloana de absorbţie
o fluxului de absorbant bogat la intrarea icircn coloana de desorbţie
- implementarea structurilor de reglare a nivelului
o la baza coloanei de absorbţie
o la baza coloanei de desorbţie
o icircn vasul de reflux
34
BIBLIOGRAFIE
1 PROII Reference Manual
2 Marinoiu V Paraschiv N Automatizarea proceselor chimice vol 2 Editura Tehnică
1992
3 Reid RC Prausnitz JMPolingB The Properties of Gases and Liquids vol2
4 Robu V I Procese şi Aparate de Separare icircn Industria Petrolului şi Petrochimie Editura
Didactică şi Pedagogică Bucureşti 1968 pg 398
5 Şomoghi V şa Proprietăţi fizice utilizate icircn calcule termice şi fluidodinamice UPG
Ploieşti 1997
6 Strătulă C Fracţionarea Principii şi Metode de Calcul Ed Tehnică Bucureşti 1986
7 Strătulă C Purificarea gazelor Editura Ştiinţifică şi Enciclopedică Bucureşti
1984pg83131141143-148158161175-177179192255-258321-
327442451-452447-448
8 Suciu G C (coordonator) Ingineria prelucrării hidrocarburilor vol3 editura Tehnică
Bucureşti 1987 pg163
9 Suciu G C (coordonator) Ingineria prelucrării hidrocarburilor vol1 editura Tehnică
Bucureşti 1977
10 Taran C Strătulă C Procedee difuzionale de separare vol 12 IPG Ploieşti 1979
35
Anexe
Anexa 1 Determinarea numărului de talere teoretice prin metoda grafică pentru coloana
de absorbţie a H2S icircn soluţii apoase de MEA
36
Anexa 2 Determinarea numărului de talere teoretice prin metoda grafică pentru coloana
de desorbţie a H2S din soluţii apoase de MEA
37
Anexa 3 Variaţia debitului de abur de-a lungul coloanei de desorbţie
38
Anexa 4 Schema tehnologică de eliminare a H2S
39
Anexa 5 Schema automatizată a instalaţiei de eliminare a H2S
40
Anexa 6 Schema tehnologica a instalatiei clasice de eliminare a gazelor acide prin
absorbtie in solutii apoase se amine
1-coloana de absorbtie
2-racitor
3-schimbator de caldura intre solutia bogata si solutia saraca de amina
4-coloana de desorbtie
5-refierbator
6-condensator
7-vas de reflux
8-vas de completare cu absorbant
28
Se aplică următoarele relaţii
LB 005575
NP FI FS CAF
(216)
c
d
328VLC
30v FI FS CAF
(217)
05
2
c
B B 314CD
1571
(218)
unde NP=1 FIcirc=055 FS=07 vd= 005 ms CAF = 04
0446B 005575 0161
1 055 07 04
0446 328 00283C 0900
30 005 055 07 04
05
20161 0161 314 0900D 1586
1571
m
Calculul diametrului icircn zona inferioară
Sarcina maximă de vapori este
max BV V 245207kmol h 18 4413726 kgh
Debitul maxim de lichid este
1max os
L L 2494916 kgh soluţie absorbant sărac
Densitatea vaporilor se citeşte din literatură la temperatura din bază consideracircnd că
vaporii sunt alcătuiţi numai din abur ρv = 0965 kgm3
Se calculează debitul volumic de vapori
max
4413726V 1271
0965 3600
m
3s
Densitatea soluţiei de MEA 15 masă la temperatura de TB sbquo 1150C este
l 9404 kgm3
Se calculează debitul maxim de vapori corectat cu relaţia (215)
29
05
c
0965V 1271 00407
9404 0965
m
3s
Se calculează debitul volumic de soluţie de absorbant
2494916L 0442
9404 60
m
3 min
Din grafice din literatură se citeşte CAF pentru ρv = 0965 kgm3 şi s= 06m şi se obţine
CAF = 041
Se aplică relaţiile 216217218
0442B 005575 0156
1 055 07 041
0442 328 00407C 1140
30 005 055 07 041
05
20156 0156 314 1140Dc 1752
1571
m
Deoarece diferenţa icircntre diametrul zonei superioare şi cel al zonei inferioare nu este mai
mare de 02 m icircntreaga coloană se construieşte cu diametrul zonei inferioare
232 Icircnălţimea coloanei de desorbţie
Icircnălţimea coloanei de desorbţie se calculează cu relaţia (219)
c TR v bI N 1 s I I (219)
Eficacitatea medie globală se estimează ca fiind 25 Numărul real de talere din coloană se
calculează cu relaţia
TTTR
m
N 8N 32
E 025 talere reale
cI 32 1 06 1 15 211 m
30
24 Determinarea necesarului de agenți termici din instalație
241 Calculul schimbului termic absorbant sărac-absorbant bogat
Deoarece absorbantul sărac iese din refierbătorul de la baza coloanei de fracționare ca
lichid la punct de fierbere cu temperatura Tb= 1150C şi trebuie să intre pe la vacircrful coloanei de
absorbţie cu temperatura T0=300C se impune ca acest flux termic să fie valorificat pentru a
realiza schimbul de căldură cu absorbantul bogat care iese de la baza coloanei de absorbţie cu
temperatura Tn = 500C şi care trebuie să intre ca flux de alimentare icircn coloana de stripare la
temperatura de Tf = 800C
Temperatura Tx cu care iese absorbantul sărac din schimbul de căldură se şi apoi se
verifică prin bilanţ termic icircn jurul schimbătorului de căldură 3 din schema din anexa 4
T T Tn nb n xo 0 0 LL L Ls n 0o n 0ss s00
L h L h L h L h (220)
Deoarece icircn literatură nu există date de entalpii pentru soluţiile de amine ci numai date
de călduri specifice putem scrie următoarele relaţii
TTb x0 L 0 p b xLs 0 s0s Ls 0
L h h L c T T (221)
T Tn nf n0 0 p f nL LS 0 n Ln 0 0
L h h L c T T
(222)
Ținacircnd cont de relațiile (221) și (222) relația(220) se poate scrie
n0 p f n 0 p b xsL L0 0
L c T T L c T T (223)
unde 0sL - debitul soluţiei de absorbant sărac kgh
n0L - debitul de absorbant bogat kgh
pL0
c - căldura specifică medie a soluţiei de absorbant bogat respectiv sărac kJkg
0C se citeşte din grafice din literatură la temperatura medie a temperaturilor respective
Temperatura cu care iese absorbantul regenerat din schimbul de căldură se presupune ca fiind
0
XT 85 C și se verifică cu relația (223)
31
026090139 395 (80 50) 2494916 41(115 Tx) Tx 84776 C
Temperatura 0
XT 85 C presupusă s-a verificat deoarece relația (223) s-a verificat icircn
limita unei erori impuse (lt2)
242 Determinarea necesarului de apă de răcire la răcitorul suplimentar
Conform schemei tehnologice icircn instalaţie există un răcitor suplimentar al fluxului de
absorbant sărac cu rolul de a răci absorbantul sărac de la temperatura Tx la temperatura T0
Pentru calculul debitului de apă de răcire la răcitorul suplimentar se scrie relația (224) de
bilanț termic icircn jurul schimbătorului de căldură 2 din schema din Anexa 4
TT TT 0x eiapa apa 0 apa apa 0L Ls0 0s s
G h L h G h L h (224)
Din relaţia (224) se obține că
0 p x 0s L0apa T Te i
apa apa
L c T T
Gh h
(225)
unde T Te iapa apah h reprezintă entalpiile apei de răcire la temperatura de intrare respectiv de ieşire
icircn kJkg
Gapa ndash reprezintă debitul de apă de răcire kgh
pL0
c - reprezintă căldura specifică medie a soluţiei de absorbant sărac hJkg0C
Se citeşte din grafice din literatură la temperatura medie aritmetică a temperaturilor
respective
0575 Cp
L0
c 399 kJkg0C
Consideracircnd că apa intră cu temperatura de 280C şi iese cu 40
0C necesarul de apă de
răcire la răcitorul suplimentar se calculează cu relația (225)
apa
2494916 399 85 30G 109152575
1675 11734
kgh
32
243 Determinarea necesarului de abur saturat la refierbător
Cunoscacircnd sarcina refierbătorului coloanei de stripare se poate calcula și debitul de abur
la refierbător GB
BB T Ti e
apaabur
QG
H h
(226)
unde T Ti e
apaaburH h - reprezintă entalpia aburului apei la intrarea ieşirea icircn refierbător kJkg
care se citeşte din tabele din literatură
Consideracircnd că se foloseşte abur de 6 bar şi temperatura de 1600C debitul de abur la
refierbător GB se calculează cu relația (226)
B
1013066045G 4872618
27533 6742
kgh
33
3 AUTOMATIZAREA INSTALAŢIEI DE ELIMINARE A
HIDROGENULUI SULFURAT
Prin automatizarea instalaţiei de eliminare a H2S prin absorbţie icircn soluţie apoasă de MEA
icircn cadrul acestui proiect se icircnţelege
- implementarea structurilor de reglare a parametrilor de regim pe cele două coloane
o presiune la coloana de absorbţie
o presiune şi temperatură la coloana de desorbţie
- implementarea structurilor de reglare a debitelor
o fluxului de gaz bogat la intrarea icircn coloana de absorbţie
o fluxului de absorbant sărac la intrarea icircn coloana de absorbţie
o fluxului de absorbant bogat la intrarea icircn coloana de desorbţie
- implementarea structurilor de reglare a nivelului
o la baza coloanei de absorbţie
o la baza coloanei de desorbţie
o icircn vasul de reflux
34
BIBLIOGRAFIE
1 PROII Reference Manual
2 Marinoiu V Paraschiv N Automatizarea proceselor chimice vol 2 Editura Tehnică
1992
3 Reid RC Prausnitz JMPolingB The Properties of Gases and Liquids vol2
4 Robu V I Procese şi Aparate de Separare icircn Industria Petrolului şi Petrochimie Editura
Didactică şi Pedagogică Bucureşti 1968 pg 398
5 Şomoghi V şa Proprietăţi fizice utilizate icircn calcule termice şi fluidodinamice UPG
Ploieşti 1997
6 Strătulă C Fracţionarea Principii şi Metode de Calcul Ed Tehnică Bucureşti 1986
7 Strătulă C Purificarea gazelor Editura Ştiinţifică şi Enciclopedică Bucureşti
1984pg83131141143-148158161175-177179192255-258321-
327442451-452447-448
8 Suciu G C (coordonator) Ingineria prelucrării hidrocarburilor vol3 editura Tehnică
Bucureşti 1987 pg163
9 Suciu G C (coordonator) Ingineria prelucrării hidrocarburilor vol1 editura Tehnică
Bucureşti 1977
10 Taran C Strătulă C Procedee difuzionale de separare vol 12 IPG Ploieşti 1979
35
Anexe
Anexa 1 Determinarea numărului de talere teoretice prin metoda grafică pentru coloana
de absorbţie a H2S icircn soluţii apoase de MEA
36
Anexa 2 Determinarea numărului de talere teoretice prin metoda grafică pentru coloana
de desorbţie a H2S din soluţii apoase de MEA
37
Anexa 3 Variaţia debitului de abur de-a lungul coloanei de desorbţie
38
Anexa 4 Schema tehnologică de eliminare a H2S
39
Anexa 5 Schema automatizată a instalaţiei de eliminare a H2S
40
Anexa 6 Schema tehnologica a instalatiei clasice de eliminare a gazelor acide prin
absorbtie in solutii apoase se amine
1-coloana de absorbtie
2-racitor
3-schimbator de caldura intre solutia bogata si solutia saraca de amina
4-coloana de desorbtie
5-refierbator
6-condensator
7-vas de reflux
8-vas de completare cu absorbant
29
05
c
0965V 1271 00407
9404 0965
m
3s
Se calculează debitul volumic de soluţie de absorbant
2494916L 0442
9404 60
m
3 min
Din grafice din literatură se citeşte CAF pentru ρv = 0965 kgm3 şi s= 06m şi se obţine
CAF = 041
Se aplică relaţiile 216217218
0442B 005575 0156
1 055 07 041
0442 328 00407C 1140
30 005 055 07 041
05
20156 0156 314 1140Dc 1752
1571
m
Deoarece diferenţa icircntre diametrul zonei superioare şi cel al zonei inferioare nu este mai
mare de 02 m icircntreaga coloană se construieşte cu diametrul zonei inferioare
232 Icircnălţimea coloanei de desorbţie
Icircnălţimea coloanei de desorbţie se calculează cu relaţia (219)
c TR v bI N 1 s I I (219)
Eficacitatea medie globală se estimează ca fiind 25 Numărul real de talere din coloană se
calculează cu relaţia
TTTR
m
N 8N 32
E 025 talere reale
cI 32 1 06 1 15 211 m
30
24 Determinarea necesarului de agenți termici din instalație
241 Calculul schimbului termic absorbant sărac-absorbant bogat
Deoarece absorbantul sărac iese din refierbătorul de la baza coloanei de fracționare ca
lichid la punct de fierbere cu temperatura Tb= 1150C şi trebuie să intre pe la vacircrful coloanei de
absorbţie cu temperatura T0=300C se impune ca acest flux termic să fie valorificat pentru a
realiza schimbul de căldură cu absorbantul bogat care iese de la baza coloanei de absorbţie cu
temperatura Tn = 500C şi care trebuie să intre ca flux de alimentare icircn coloana de stripare la
temperatura de Tf = 800C
Temperatura Tx cu care iese absorbantul sărac din schimbul de căldură se şi apoi se
verifică prin bilanţ termic icircn jurul schimbătorului de căldură 3 din schema din anexa 4
T T Tn nb n xo 0 0 LL L Ls n 0o n 0ss s00
L h L h L h L h (220)
Deoarece icircn literatură nu există date de entalpii pentru soluţiile de amine ci numai date
de călduri specifice putem scrie următoarele relaţii
TTb x0 L 0 p b xLs 0 s0s Ls 0
L h h L c T T (221)
T Tn nf n0 0 p f nL LS 0 n Ln 0 0
L h h L c T T
(222)
Ținacircnd cont de relațiile (221) și (222) relația(220) se poate scrie
n0 p f n 0 p b xsL L0 0
L c T T L c T T (223)
unde 0sL - debitul soluţiei de absorbant sărac kgh
n0L - debitul de absorbant bogat kgh
pL0
c - căldura specifică medie a soluţiei de absorbant bogat respectiv sărac kJkg
0C se citeşte din grafice din literatură la temperatura medie a temperaturilor respective
Temperatura cu care iese absorbantul regenerat din schimbul de căldură se presupune ca fiind
0
XT 85 C și se verifică cu relația (223)
31
026090139 395 (80 50) 2494916 41(115 Tx) Tx 84776 C
Temperatura 0
XT 85 C presupusă s-a verificat deoarece relația (223) s-a verificat icircn
limita unei erori impuse (lt2)
242 Determinarea necesarului de apă de răcire la răcitorul suplimentar
Conform schemei tehnologice icircn instalaţie există un răcitor suplimentar al fluxului de
absorbant sărac cu rolul de a răci absorbantul sărac de la temperatura Tx la temperatura T0
Pentru calculul debitului de apă de răcire la răcitorul suplimentar se scrie relația (224) de
bilanț termic icircn jurul schimbătorului de căldură 2 din schema din Anexa 4
TT TT 0x eiapa apa 0 apa apa 0L Ls0 0s s
G h L h G h L h (224)
Din relaţia (224) se obține că
0 p x 0s L0apa T Te i
apa apa
L c T T
Gh h
(225)
unde T Te iapa apah h reprezintă entalpiile apei de răcire la temperatura de intrare respectiv de ieşire
icircn kJkg
Gapa ndash reprezintă debitul de apă de răcire kgh
pL0
c - reprezintă căldura specifică medie a soluţiei de absorbant sărac hJkg0C
Se citeşte din grafice din literatură la temperatura medie aritmetică a temperaturilor
respective
0575 Cp
L0
c 399 kJkg0C
Consideracircnd că apa intră cu temperatura de 280C şi iese cu 40
0C necesarul de apă de
răcire la răcitorul suplimentar se calculează cu relația (225)
apa
2494916 399 85 30G 109152575
1675 11734
kgh
32
243 Determinarea necesarului de abur saturat la refierbător
Cunoscacircnd sarcina refierbătorului coloanei de stripare se poate calcula și debitul de abur
la refierbător GB
BB T Ti e
apaabur
QG
H h
(226)
unde T Ti e
apaaburH h - reprezintă entalpia aburului apei la intrarea ieşirea icircn refierbător kJkg
care se citeşte din tabele din literatură
Consideracircnd că se foloseşte abur de 6 bar şi temperatura de 1600C debitul de abur la
refierbător GB se calculează cu relația (226)
B
1013066045G 4872618
27533 6742
kgh
33
3 AUTOMATIZAREA INSTALAŢIEI DE ELIMINARE A
HIDROGENULUI SULFURAT
Prin automatizarea instalaţiei de eliminare a H2S prin absorbţie icircn soluţie apoasă de MEA
icircn cadrul acestui proiect se icircnţelege
- implementarea structurilor de reglare a parametrilor de regim pe cele două coloane
o presiune la coloana de absorbţie
o presiune şi temperatură la coloana de desorbţie
- implementarea structurilor de reglare a debitelor
o fluxului de gaz bogat la intrarea icircn coloana de absorbţie
o fluxului de absorbant sărac la intrarea icircn coloana de absorbţie
o fluxului de absorbant bogat la intrarea icircn coloana de desorbţie
- implementarea structurilor de reglare a nivelului
o la baza coloanei de absorbţie
o la baza coloanei de desorbţie
o icircn vasul de reflux
34
BIBLIOGRAFIE
1 PROII Reference Manual
2 Marinoiu V Paraschiv N Automatizarea proceselor chimice vol 2 Editura Tehnică
1992
3 Reid RC Prausnitz JMPolingB The Properties of Gases and Liquids vol2
4 Robu V I Procese şi Aparate de Separare icircn Industria Petrolului şi Petrochimie Editura
Didactică şi Pedagogică Bucureşti 1968 pg 398
5 Şomoghi V şa Proprietăţi fizice utilizate icircn calcule termice şi fluidodinamice UPG
Ploieşti 1997
6 Strătulă C Fracţionarea Principii şi Metode de Calcul Ed Tehnică Bucureşti 1986
7 Strătulă C Purificarea gazelor Editura Ştiinţifică şi Enciclopedică Bucureşti
1984pg83131141143-148158161175-177179192255-258321-
327442451-452447-448
8 Suciu G C (coordonator) Ingineria prelucrării hidrocarburilor vol3 editura Tehnică
Bucureşti 1987 pg163
9 Suciu G C (coordonator) Ingineria prelucrării hidrocarburilor vol1 editura Tehnică
Bucureşti 1977
10 Taran C Strătulă C Procedee difuzionale de separare vol 12 IPG Ploieşti 1979
35
Anexe
Anexa 1 Determinarea numărului de talere teoretice prin metoda grafică pentru coloana
de absorbţie a H2S icircn soluţii apoase de MEA
36
Anexa 2 Determinarea numărului de talere teoretice prin metoda grafică pentru coloana
de desorbţie a H2S din soluţii apoase de MEA
37
Anexa 3 Variaţia debitului de abur de-a lungul coloanei de desorbţie
38
Anexa 4 Schema tehnologică de eliminare a H2S
39
Anexa 5 Schema automatizată a instalaţiei de eliminare a H2S
40
Anexa 6 Schema tehnologica a instalatiei clasice de eliminare a gazelor acide prin
absorbtie in solutii apoase se amine
1-coloana de absorbtie
2-racitor
3-schimbator de caldura intre solutia bogata si solutia saraca de amina
4-coloana de desorbtie
5-refierbator
6-condensator
7-vas de reflux
8-vas de completare cu absorbant
30
24 Determinarea necesarului de agenți termici din instalație
241 Calculul schimbului termic absorbant sărac-absorbant bogat
Deoarece absorbantul sărac iese din refierbătorul de la baza coloanei de fracționare ca
lichid la punct de fierbere cu temperatura Tb= 1150C şi trebuie să intre pe la vacircrful coloanei de
absorbţie cu temperatura T0=300C se impune ca acest flux termic să fie valorificat pentru a
realiza schimbul de căldură cu absorbantul bogat care iese de la baza coloanei de absorbţie cu
temperatura Tn = 500C şi care trebuie să intre ca flux de alimentare icircn coloana de stripare la
temperatura de Tf = 800C
Temperatura Tx cu care iese absorbantul sărac din schimbul de căldură se şi apoi se
verifică prin bilanţ termic icircn jurul schimbătorului de căldură 3 din schema din anexa 4
T T Tn nb n xo 0 0 LL L Ls n 0o n 0ss s00
L h L h L h L h (220)
Deoarece icircn literatură nu există date de entalpii pentru soluţiile de amine ci numai date
de călduri specifice putem scrie următoarele relaţii
TTb x0 L 0 p b xLs 0 s0s Ls 0
L h h L c T T (221)
T Tn nf n0 0 p f nL LS 0 n Ln 0 0
L h h L c T T
(222)
Ținacircnd cont de relațiile (221) și (222) relația(220) se poate scrie
n0 p f n 0 p b xsL L0 0
L c T T L c T T (223)
unde 0sL - debitul soluţiei de absorbant sărac kgh
n0L - debitul de absorbant bogat kgh
pL0
c - căldura specifică medie a soluţiei de absorbant bogat respectiv sărac kJkg
0C se citeşte din grafice din literatură la temperatura medie a temperaturilor respective
Temperatura cu care iese absorbantul regenerat din schimbul de căldură se presupune ca fiind
0
XT 85 C și se verifică cu relația (223)
31
026090139 395 (80 50) 2494916 41(115 Tx) Tx 84776 C
Temperatura 0
XT 85 C presupusă s-a verificat deoarece relația (223) s-a verificat icircn
limita unei erori impuse (lt2)
242 Determinarea necesarului de apă de răcire la răcitorul suplimentar
Conform schemei tehnologice icircn instalaţie există un răcitor suplimentar al fluxului de
absorbant sărac cu rolul de a răci absorbantul sărac de la temperatura Tx la temperatura T0
Pentru calculul debitului de apă de răcire la răcitorul suplimentar se scrie relația (224) de
bilanț termic icircn jurul schimbătorului de căldură 2 din schema din Anexa 4
TT TT 0x eiapa apa 0 apa apa 0L Ls0 0s s
G h L h G h L h (224)
Din relaţia (224) se obține că
0 p x 0s L0apa T Te i
apa apa
L c T T
Gh h
(225)
unde T Te iapa apah h reprezintă entalpiile apei de răcire la temperatura de intrare respectiv de ieşire
icircn kJkg
Gapa ndash reprezintă debitul de apă de răcire kgh
pL0
c - reprezintă căldura specifică medie a soluţiei de absorbant sărac hJkg0C
Se citeşte din grafice din literatură la temperatura medie aritmetică a temperaturilor
respective
0575 Cp
L0
c 399 kJkg0C
Consideracircnd că apa intră cu temperatura de 280C şi iese cu 40
0C necesarul de apă de
răcire la răcitorul suplimentar se calculează cu relația (225)
apa
2494916 399 85 30G 109152575
1675 11734
kgh
32
243 Determinarea necesarului de abur saturat la refierbător
Cunoscacircnd sarcina refierbătorului coloanei de stripare se poate calcula și debitul de abur
la refierbător GB
BB T Ti e
apaabur
QG
H h
(226)
unde T Ti e
apaaburH h - reprezintă entalpia aburului apei la intrarea ieşirea icircn refierbător kJkg
care se citeşte din tabele din literatură
Consideracircnd că se foloseşte abur de 6 bar şi temperatura de 1600C debitul de abur la
refierbător GB se calculează cu relația (226)
B
1013066045G 4872618
27533 6742
kgh
33
3 AUTOMATIZAREA INSTALAŢIEI DE ELIMINARE A
HIDROGENULUI SULFURAT
Prin automatizarea instalaţiei de eliminare a H2S prin absorbţie icircn soluţie apoasă de MEA
icircn cadrul acestui proiect se icircnţelege
- implementarea structurilor de reglare a parametrilor de regim pe cele două coloane
o presiune la coloana de absorbţie
o presiune şi temperatură la coloana de desorbţie
- implementarea structurilor de reglare a debitelor
o fluxului de gaz bogat la intrarea icircn coloana de absorbţie
o fluxului de absorbant sărac la intrarea icircn coloana de absorbţie
o fluxului de absorbant bogat la intrarea icircn coloana de desorbţie
- implementarea structurilor de reglare a nivelului
o la baza coloanei de absorbţie
o la baza coloanei de desorbţie
o icircn vasul de reflux
34
BIBLIOGRAFIE
1 PROII Reference Manual
2 Marinoiu V Paraschiv N Automatizarea proceselor chimice vol 2 Editura Tehnică
1992
3 Reid RC Prausnitz JMPolingB The Properties of Gases and Liquids vol2
4 Robu V I Procese şi Aparate de Separare icircn Industria Petrolului şi Petrochimie Editura
Didactică şi Pedagogică Bucureşti 1968 pg 398
5 Şomoghi V şa Proprietăţi fizice utilizate icircn calcule termice şi fluidodinamice UPG
Ploieşti 1997
6 Strătulă C Fracţionarea Principii şi Metode de Calcul Ed Tehnică Bucureşti 1986
7 Strătulă C Purificarea gazelor Editura Ştiinţifică şi Enciclopedică Bucureşti
1984pg83131141143-148158161175-177179192255-258321-
327442451-452447-448
8 Suciu G C (coordonator) Ingineria prelucrării hidrocarburilor vol3 editura Tehnică
Bucureşti 1987 pg163
9 Suciu G C (coordonator) Ingineria prelucrării hidrocarburilor vol1 editura Tehnică
Bucureşti 1977
10 Taran C Strătulă C Procedee difuzionale de separare vol 12 IPG Ploieşti 1979
35
Anexe
Anexa 1 Determinarea numărului de talere teoretice prin metoda grafică pentru coloana
de absorbţie a H2S icircn soluţii apoase de MEA
36
Anexa 2 Determinarea numărului de talere teoretice prin metoda grafică pentru coloana
de desorbţie a H2S din soluţii apoase de MEA
37
Anexa 3 Variaţia debitului de abur de-a lungul coloanei de desorbţie
38
Anexa 4 Schema tehnologică de eliminare a H2S
39
Anexa 5 Schema automatizată a instalaţiei de eliminare a H2S
40
Anexa 6 Schema tehnologica a instalatiei clasice de eliminare a gazelor acide prin
absorbtie in solutii apoase se amine
1-coloana de absorbtie
2-racitor
3-schimbator de caldura intre solutia bogata si solutia saraca de amina
4-coloana de desorbtie
5-refierbator
6-condensator
7-vas de reflux
8-vas de completare cu absorbant
31
026090139 395 (80 50) 2494916 41(115 Tx) Tx 84776 C
Temperatura 0
XT 85 C presupusă s-a verificat deoarece relația (223) s-a verificat icircn
limita unei erori impuse (lt2)
242 Determinarea necesarului de apă de răcire la răcitorul suplimentar
Conform schemei tehnologice icircn instalaţie există un răcitor suplimentar al fluxului de
absorbant sărac cu rolul de a răci absorbantul sărac de la temperatura Tx la temperatura T0
Pentru calculul debitului de apă de răcire la răcitorul suplimentar se scrie relația (224) de
bilanț termic icircn jurul schimbătorului de căldură 2 din schema din Anexa 4
TT TT 0x eiapa apa 0 apa apa 0L Ls0 0s s
G h L h G h L h (224)
Din relaţia (224) se obține că
0 p x 0s L0apa T Te i
apa apa
L c T T
Gh h
(225)
unde T Te iapa apah h reprezintă entalpiile apei de răcire la temperatura de intrare respectiv de ieşire
icircn kJkg
Gapa ndash reprezintă debitul de apă de răcire kgh
pL0
c - reprezintă căldura specifică medie a soluţiei de absorbant sărac hJkg0C
Se citeşte din grafice din literatură la temperatura medie aritmetică a temperaturilor
respective
0575 Cp
L0
c 399 kJkg0C
Consideracircnd că apa intră cu temperatura de 280C şi iese cu 40
0C necesarul de apă de
răcire la răcitorul suplimentar se calculează cu relația (225)
apa
2494916 399 85 30G 109152575
1675 11734
kgh
32
243 Determinarea necesarului de abur saturat la refierbător
Cunoscacircnd sarcina refierbătorului coloanei de stripare se poate calcula și debitul de abur
la refierbător GB
BB T Ti e
apaabur
QG
H h
(226)
unde T Ti e
apaaburH h - reprezintă entalpia aburului apei la intrarea ieşirea icircn refierbător kJkg
care se citeşte din tabele din literatură
Consideracircnd că se foloseşte abur de 6 bar şi temperatura de 1600C debitul de abur la
refierbător GB se calculează cu relația (226)
B
1013066045G 4872618
27533 6742
kgh
33
3 AUTOMATIZAREA INSTALAŢIEI DE ELIMINARE A
HIDROGENULUI SULFURAT
Prin automatizarea instalaţiei de eliminare a H2S prin absorbţie icircn soluţie apoasă de MEA
icircn cadrul acestui proiect se icircnţelege
- implementarea structurilor de reglare a parametrilor de regim pe cele două coloane
o presiune la coloana de absorbţie
o presiune şi temperatură la coloana de desorbţie
- implementarea structurilor de reglare a debitelor
o fluxului de gaz bogat la intrarea icircn coloana de absorbţie
o fluxului de absorbant sărac la intrarea icircn coloana de absorbţie
o fluxului de absorbant bogat la intrarea icircn coloana de desorbţie
- implementarea structurilor de reglare a nivelului
o la baza coloanei de absorbţie
o la baza coloanei de desorbţie
o icircn vasul de reflux
34
BIBLIOGRAFIE
1 PROII Reference Manual
2 Marinoiu V Paraschiv N Automatizarea proceselor chimice vol 2 Editura Tehnică
1992
3 Reid RC Prausnitz JMPolingB The Properties of Gases and Liquids vol2
4 Robu V I Procese şi Aparate de Separare icircn Industria Petrolului şi Petrochimie Editura
Didactică şi Pedagogică Bucureşti 1968 pg 398
5 Şomoghi V şa Proprietăţi fizice utilizate icircn calcule termice şi fluidodinamice UPG
Ploieşti 1997
6 Strătulă C Fracţionarea Principii şi Metode de Calcul Ed Tehnică Bucureşti 1986
7 Strătulă C Purificarea gazelor Editura Ştiinţifică şi Enciclopedică Bucureşti
1984pg83131141143-148158161175-177179192255-258321-
327442451-452447-448
8 Suciu G C (coordonator) Ingineria prelucrării hidrocarburilor vol3 editura Tehnică
Bucureşti 1987 pg163
9 Suciu G C (coordonator) Ingineria prelucrării hidrocarburilor vol1 editura Tehnică
Bucureşti 1977
10 Taran C Strătulă C Procedee difuzionale de separare vol 12 IPG Ploieşti 1979
35
Anexe
Anexa 1 Determinarea numărului de talere teoretice prin metoda grafică pentru coloana
de absorbţie a H2S icircn soluţii apoase de MEA
36
Anexa 2 Determinarea numărului de talere teoretice prin metoda grafică pentru coloana
de desorbţie a H2S din soluţii apoase de MEA
37
Anexa 3 Variaţia debitului de abur de-a lungul coloanei de desorbţie
38
Anexa 4 Schema tehnologică de eliminare a H2S
39
Anexa 5 Schema automatizată a instalaţiei de eliminare a H2S
40
Anexa 6 Schema tehnologica a instalatiei clasice de eliminare a gazelor acide prin
absorbtie in solutii apoase se amine
1-coloana de absorbtie
2-racitor
3-schimbator de caldura intre solutia bogata si solutia saraca de amina
4-coloana de desorbtie
5-refierbator
6-condensator
7-vas de reflux
8-vas de completare cu absorbant
32
243 Determinarea necesarului de abur saturat la refierbător
Cunoscacircnd sarcina refierbătorului coloanei de stripare se poate calcula și debitul de abur
la refierbător GB
BB T Ti e
apaabur
QG
H h
(226)
unde T Ti e
apaaburH h - reprezintă entalpia aburului apei la intrarea ieşirea icircn refierbător kJkg
care se citeşte din tabele din literatură
Consideracircnd că se foloseşte abur de 6 bar şi temperatura de 1600C debitul de abur la
refierbător GB se calculează cu relația (226)
B
1013066045G 4872618
27533 6742
kgh
33
3 AUTOMATIZAREA INSTALAŢIEI DE ELIMINARE A
HIDROGENULUI SULFURAT
Prin automatizarea instalaţiei de eliminare a H2S prin absorbţie icircn soluţie apoasă de MEA
icircn cadrul acestui proiect se icircnţelege
- implementarea structurilor de reglare a parametrilor de regim pe cele două coloane
o presiune la coloana de absorbţie
o presiune şi temperatură la coloana de desorbţie
- implementarea structurilor de reglare a debitelor
o fluxului de gaz bogat la intrarea icircn coloana de absorbţie
o fluxului de absorbant sărac la intrarea icircn coloana de absorbţie
o fluxului de absorbant bogat la intrarea icircn coloana de desorbţie
- implementarea structurilor de reglare a nivelului
o la baza coloanei de absorbţie
o la baza coloanei de desorbţie
o icircn vasul de reflux
34
BIBLIOGRAFIE
1 PROII Reference Manual
2 Marinoiu V Paraschiv N Automatizarea proceselor chimice vol 2 Editura Tehnică
1992
3 Reid RC Prausnitz JMPolingB The Properties of Gases and Liquids vol2
4 Robu V I Procese şi Aparate de Separare icircn Industria Petrolului şi Petrochimie Editura
Didactică şi Pedagogică Bucureşti 1968 pg 398
5 Şomoghi V şa Proprietăţi fizice utilizate icircn calcule termice şi fluidodinamice UPG
Ploieşti 1997
6 Strătulă C Fracţionarea Principii şi Metode de Calcul Ed Tehnică Bucureşti 1986
7 Strătulă C Purificarea gazelor Editura Ştiinţifică şi Enciclopedică Bucureşti
1984pg83131141143-148158161175-177179192255-258321-
327442451-452447-448
8 Suciu G C (coordonator) Ingineria prelucrării hidrocarburilor vol3 editura Tehnică
Bucureşti 1987 pg163
9 Suciu G C (coordonator) Ingineria prelucrării hidrocarburilor vol1 editura Tehnică
Bucureşti 1977
10 Taran C Strătulă C Procedee difuzionale de separare vol 12 IPG Ploieşti 1979
35
Anexe
Anexa 1 Determinarea numărului de talere teoretice prin metoda grafică pentru coloana
de absorbţie a H2S icircn soluţii apoase de MEA
36
Anexa 2 Determinarea numărului de talere teoretice prin metoda grafică pentru coloana
de desorbţie a H2S din soluţii apoase de MEA
37
Anexa 3 Variaţia debitului de abur de-a lungul coloanei de desorbţie
38
Anexa 4 Schema tehnologică de eliminare a H2S
39
Anexa 5 Schema automatizată a instalaţiei de eliminare a H2S
40
Anexa 6 Schema tehnologica a instalatiei clasice de eliminare a gazelor acide prin
absorbtie in solutii apoase se amine
1-coloana de absorbtie
2-racitor
3-schimbator de caldura intre solutia bogata si solutia saraca de amina
4-coloana de desorbtie
5-refierbator
6-condensator
7-vas de reflux
8-vas de completare cu absorbant
33
3 AUTOMATIZAREA INSTALAŢIEI DE ELIMINARE A
HIDROGENULUI SULFURAT
Prin automatizarea instalaţiei de eliminare a H2S prin absorbţie icircn soluţie apoasă de MEA
icircn cadrul acestui proiect se icircnţelege
- implementarea structurilor de reglare a parametrilor de regim pe cele două coloane
o presiune la coloana de absorbţie
o presiune şi temperatură la coloana de desorbţie
- implementarea structurilor de reglare a debitelor
o fluxului de gaz bogat la intrarea icircn coloana de absorbţie
o fluxului de absorbant sărac la intrarea icircn coloana de absorbţie
o fluxului de absorbant bogat la intrarea icircn coloana de desorbţie
- implementarea structurilor de reglare a nivelului
o la baza coloanei de absorbţie
o la baza coloanei de desorbţie
o icircn vasul de reflux
34
BIBLIOGRAFIE
1 PROII Reference Manual
2 Marinoiu V Paraschiv N Automatizarea proceselor chimice vol 2 Editura Tehnică
1992
3 Reid RC Prausnitz JMPolingB The Properties of Gases and Liquids vol2
4 Robu V I Procese şi Aparate de Separare icircn Industria Petrolului şi Petrochimie Editura
Didactică şi Pedagogică Bucureşti 1968 pg 398
5 Şomoghi V şa Proprietăţi fizice utilizate icircn calcule termice şi fluidodinamice UPG
Ploieşti 1997
6 Strătulă C Fracţionarea Principii şi Metode de Calcul Ed Tehnică Bucureşti 1986
7 Strătulă C Purificarea gazelor Editura Ştiinţifică şi Enciclopedică Bucureşti
1984pg83131141143-148158161175-177179192255-258321-
327442451-452447-448
8 Suciu G C (coordonator) Ingineria prelucrării hidrocarburilor vol3 editura Tehnică
Bucureşti 1987 pg163
9 Suciu G C (coordonator) Ingineria prelucrării hidrocarburilor vol1 editura Tehnică
Bucureşti 1977
10 Taran C Strătulă C Procedee difuzionale de separare vol 12 IPG Ploieşti 1979
35
Anexe
Anexa 1 Determinarea numărului de talere teoretice prin metoda grafică pentru coloana
de absorbţie a H2S icircn soluţii apoase de MEA
36
Anexa 2 Determinarea numărului de talere teoretice prin metoda grafică pentru coloana
de desorbţie a H2S din soluţii apoase de MEA
37
Anexa 3 Variaţia debitului de abur de-a lungul coloanei de desorbţie
38
Anexa 4 Schema tehnologică de eliminare a H2S
39
Anexa 5 Schema automatizată a instalaţiei de eliminare a H2S
40
Anexa 6 Schema tehnologica a instalatiei clasice de eliminare a gazelor acide prin
absorbtie in solutii apoase se amine
1-coloana de absorbtie
2-racitor
3-schimbator de caldura intre solutia bogata si solutia saraca de amina
4-coloana de desorbtie
5-refierbator
6-condensator
7-vas de reflux
8-vas de completare cu absorbant
34
BIBLIOGRAFIE
1 PROII Reference Manual
2 Marinoiu V Paraschiv N Automatizarea proceselor chimice vol 2 Editura Tehnică
1992
3 Reid RC Prausnitz JMPolingB The Properties of Gases and Liquids vol2
4 Robu V I Procese şi Aparate de Separare icircn Industria Petrolului şi Petrochimie Editura
Didactică şi Pedagogică Bucureşti 1968 pg 398
5 Şomoghi V şa Proprietăţi fizice utilizate icircn calcule termice şi fluidodinamice UPG
Ploieşti 1997
6 Strătulă C Fracţionarea Principii şi Metode de Calcul Ed Tehnică Bucureşti 1986
7 Strătulă C Purificarea gazelor Editura Ştiinţifică şi Enciclopedică Bucureşti
1984pg83131141143-148158161175-177179192255-258321-
327442451-452447-448
8 Suciu G C (coordonator) Ingineria prelucrării hidrocarburilor vol3 editura Tehnică
Bucureşti 1987 pg163
9 Suciu G C (coordonator) Ingineria prelucrării hidrocarburilor vol1 editura Tehnică
Bucureşti 1977
10 Taran C Strătulă C Procedee difuzionale de separare vol 12 IPG Ploieşti 1979
35
Anexe
Anexa 1 Determinarea numărului de talere teoretice prin metoda grafică pentru coloana
de absorbţie a H2S icircn soluţii apoase de MEA
36
Anexa 2 Determinarea numărului de talere teoretice prin metoda grafică pentru coloana
de desorbţie a H2S din soluţii apoase de MEA
37
Anexa 3 Variaţia debitului de abur de-a lungul coloanei de desorbţie
38
Anexa 4 Schema tehnologică de eliminare a H2S
39
Anexa 5 Schema automatizată a instalaţiei de eliminare a H2S
40
Anexa 6 Schema tehnologica a instalatiei clasice de eliminare a gazelor acide prin
absorbtie in solutii apoase se amine
1-coloana de absorbtie
2-racitor
3-schimbator de caldura intre solutia bogata si solutia saraca de amina
4-coloana de desorbtie
5-refierbator
6-condensator
7-vas de reflux
8-vas de completare cu absorbant
35
Anexe
Anexa 1 Determinarea numărului de talere teoretice prin metoda grafică pentru coloana
de absorbţie a H2S icircn soluţii apoase de MEA
36
Anexa 2 Determinarea numărului de talere teoretice prin metoda grafică pentru coloana
de desorbţie a H2S din soluţii apoase de MEA
37
Anexa 3 Variaţia debitului de abur de-a lungul coloanei de desorbţie
38
Anexa 4 Schema tehnologică de eliminare a H2S
39
Anexa 5 Schema automatizată a instalaţiei de eliminare a H2S
40
Anexa 6 Schema tehnologica a instalatiei clasice de eliminare a gazelor acide prin
absorbtie in solutii apoase se amine
1-coloana de absorbtie
2-racitor
3-schimbator de caldura intre solutia bogata si solutia saraca de amina
4-coloana de desorbtie
5-refierbator
6-condensator
7-vas de reflux
8-vas de completare cu absorbant
36
Anexa 2 Determinarea numărului de talere teoretice prin metoda grafică pentru coloana
de desorbţie a H2S din soluţii apoase de MEA
37
Anexa 3 Variaţia debitului de abur de-a lungul coloanei de desorbţie
38
Anexa 4 Schema tehnologică de eliminare a H2S
39
Anexa 5 Schema automatizată a instalaţiei de eliminare a H2S
40
Anexa 6 Schema tehnologica a instalatiei clasice de eliminare a gazelor acide prin
absorbtie in solutii apoase se amine
1-coloana de absorbtie
2-racitor
3-schimbator de caldura intre solutia bogata si solutia saraca de amina
4-coloana de desorbtie
5-refierbator
6-condensator
7-vas de reflux
8-vas de completare cu absorbant
37
Anexa 3 Variaţia debitului de abur de-a lungul coloanei de desorbţie
38
Anexa 4 Schema tehnologică de eliminare a H2S
39
Anexa 5 Schema automatizată a instalaţiei de eliminare a H2S
40
Anexa 6 Schema tehnologica a instalatiei clasice de eliminare a gazelor acide prin
absorbtie in solutii apoase se amine
1-coloana de absorbtie
2-racitor
3-schimbator de caldura intre solutia bogata si solutia saraca de amina
4-coloana de desorbtie
5-refierbator
6-condensator
7-vas de reflux
8-vas de completare cu absorbant
38
Anexa 4 Schema tehnologică de eliminare a H2S
39
Anexa 5 Schema automatizată a instalaţiei de eliminare a H2S
40
Anexa 6 Schema tehnologica a instalatiei clasice de eliminare a gazelor acide prin
absorbtie in solutii apoase se amine
1-coloana de absorbtie
2-racitor
3-schimbator de caldura intre solutia bogata si solutia saraca de amina
4-coloana de desorbtie
5-refierbator
6-condensator
7-vas de reflux
8-vas de completare cu absorbant
39
Anexa 5 Schema automatizată a instalaţiei de eliminare a H2S
40
Anexa 6 Schema tehnologica a instalatiei clasice de eliminare a gazelor acide prin
absorbtie in solutii apoase se amine
1-coloana de absorbtie
2-racitor
3-schimbator de caldura intre solutia bogata si solutia saraca de amina
4-coloana de desorbtie
5-refierbator
6-condensator
7-vas de reflux
8-vas de completare cu absorbant
40
Anexa 6 Schema tehnologica a instalatiei clasice de eliminare a gazelor acide prin
absorbtie in solutii apoase se amine
1-coloana de absorbtie
2-racitor
3-schimbator de caldura intre solutia bogata si solutia saraca de amina
4-coloana de desorbtie
5-refierbator
6-condensator
7-vas de reflux
8-vas de completare cu absorbant