1

UNIVERSITATEA” PETROL-GAZE” PLOIEŞTIFACULTATEA TEHNOLOGIA PETROLULUI SI PETROCHIMIESPECIALIZAREA PRELUCRAREA PETROLULUI SI PETROCHIMIE

PROIECT DE SEMESTRUDISCIPLINA: PROCESE TRANSFER DE MASA

TEMA: PROIECTAREA TEHNOLOGICA A INSTALATIILOR DE ELIMINARE A GAZELOR ACIDE PRIN ABSORBTIE IN SOLUTII APOASE DE AMINE

CONDUCATOR: STUDENT:Ing. Elena Mirela Fendu Oprea Manuela Corina

Gr. 3134

2010

2

CUPRINS

DATE DE INTRARE--------------------------------------------------------------------31.PROIECTAREA TEHNOLOGICĂ A COLOANEI DE ABSORBŢIE----41.1.Calculul debitelor şi concentraţiilor în coloana de absorbţie---------------61.2.Bilanţul termic pe coloana de absorbţie---------------------------------------101.3.Determinarea numărului de talere teoretice din coloana de absorbţie--121.4. Dimensionarea coloanei de absorbtie ------------------------------------------141.4.1.Diametrul coloanei de absorbţie----------------------------------------------141.4.2.Înălţimea coloanei de absorbţie-----------------------------------------------161.5. Calculul pierderilorde absorbant-----------------------------------------------172.PROIECTAREA TEHNOLOGICA A COLOANEI DE STRIPARE-----192.1.Bilanţul termic, regimul de temperaturi---------------------------------------212.2.Determinarea numărului de talere teoretice din coloana de desorbtie--232.3.Dimensionarea coloanei de desorbtie-------------------------------------------272.3.1.Calculul diametrului in zona superioara------------------------------------272.3.2. Calculul diametrului in zona inferioara------------------------------------292.4.Calculul schimbului termic absorbant sărac-absorbant bogat-----------30 2.5.Determinarea necesarului de apă de răcire la răcitorul suplimentar- - -312.6.Determinarea necesarului de apa la condensatorul coloanei de stripare322.7. Determinarea necesarului de abur saturat la refierbator------------------33

BIBLIOGRAFIE------------------------------------------------------------------------34ANEXE------------------------------------------------------------------------------------35

3

Să se întocmească proiectul tehnologic al unei instalaţii de eliminare a H2S prin absorbţie în soluţie apoasă de

MEA.

DATE DE INTRARE

Gazul impurificat: metan Debit de alimentare: 200.000 Nm3/zi Concentraţia H2S: intrare : 10% volum grad de absorţie: 0,97 Concentraţia soluţiei apoase de MEA: 15 % masă Gradul de încărcare al absorbantului sărac: 0,05 kmoli H2S/kmol MEA Parametrii de lucru în coloana de absorbţie: Presiune: 6 bar Temperatura de intrare gaz impurificat: 25oC Temperatura de intrare absorbant sărac: 32oC Parametrii de lucru în coloana de desorbţie: Presiune la vârf: 1,2 bar Presiune la bază: 1,6 bar Temperatura în refierbător: 115oC Temperatura refluxului: 60 oC Raţia de reflux : 3:1 Tipul de coloană de absorbţie: umplutură inele Raschig Tipul de coloană de desorbţie: umplutură inele Raschig

Se cere să se determine:

Bilanţurile materiale pe cele două coloane Bilanţurile termice pe cele două coloane Inălţimea şi diametrul celor două coloane Necesarul de utilităţi Pierderile de amină şi apă

Se va alcătui schema tehnologică şi de automatizare a instalaţiei

4

CAP. 1. PROIECTAREA TEHNOLOGICA A COLOANEI DE ABSORBTIE

Proiectarea tehnologica a unei astfel de coloane consta in necesarul de echilibre, a diametrului si inaltimii.

Operatia de absorbtie are rolul de a elimina din fluxul de gaz impurificat, hidrogenul sulfurat folosit ca absorbant solutie apoasa de monoetanolamina de diferite concentratii. Fluxurile din coloana de absorbtie si concentratiile lor sunt prezentate in figura 1.

Figura 1. Fluxurile si simbolurile marimilor

specifice coloanei de absorbtiei

5

In figura 1 semnificatia simbolurilor sunt urmatoarele:G0 –debitul de gaz purtator, kmol/h;L0 –debitul de absorbant, kmoli/h;Yn+1,Y1 –concentratiile solutului in gazul purtator, exprimate in raport molar: kmoli solut/kmol gaz purtator la intrarea, respectiv la iesirea din coloana; X0,Xn –concentratiile solutului in absorbant, exprimate ca raport molar: kmoli solut/kmol absorbant la intrarea, respectiv la iesirea din coloana;Tn+1,T1 –temperaturile fluxului de gaz la intrarea, respectiv la iesirea din coloana;T0,Tn –temperaturile fluxului de absorbant la intrarea, respectiv la iesirea din coloana de absorbtie.

Datele initiale necesare calculului de proiectare a coloanei de absorbie sunt: debitul de alimentare cu gaz impurificat, precum si concentratia gazului acid

(solutului). Deoarece gazul impurificat este un amestec de hidrocarburi, este necesara specificarea compozitiei acestuia. In unele cazuri, se poate asimila amestecul de hirocarburi care alcatuiesc gazul purtator, cu o singura hidrocarbura;

gradul de absorbtie sau concentratia solutului in gazul purificat; tipul absorbantului si concentratia aminei in solitie; concentratia solutului in absorbantul sarac, X0; temperatura de intrare a gazului impurificat: Tn+1, respectiv a absorbantului

sarac: T0; presiunea de lucru in coloana de absorbtie.

Algoritmul de calcul al coloanei de absorbtie are urmatoarele etape:1. Se determina debitele si concentratiile fluxurilor din coloana de absorbtie. Din

datele initiale de proiectare se calculeaza debitul molar G0 si concentratiile Yn+1,Y1;

2. Se calculeaza temperaturamedie pe coloana de absorbtie si la aceasta temperatura se obtin datele de echilibru pentru sistemul solut-absorbant. Se alege o concentratie Xn, astfel incat la determinarea numarului de talere teoretice prin metoda grafica sa rezulte un nr rezonabil de talere.

3. Se calculeaza debitul molar L0 prin bilant material pe componentul solut, in jurul coloanei de absorbtie, conturul I din fig.1.

4. Se verifica temperatura din baza coloanei prin bilant termic . In cazul in care aceasta nu se verifica , se reia calculul de la punctul 2;

5. Se calculeaza debitele partiale ale componemtilor din fiecare flux la intrarea si iesirea din coloana si concentratiile componentilor in fractii molare;

6

6. Se calculeaza diametrul si inaltimea coloanei de absorbtie, cu metodologia specifica tipului de dispozitive de contactare;

7. Se estimeaza pierderile la varful coloanei de absorbtie.

1.1 Proiectarea tehnologica a coloanei de absorbtie

Calculul debitelor si concentratiilor fluxurilor din coloana de absorbtie

Din datele de intrare se calculeaza debitul molar de gaz purificat:

GT =200 000

22.4 ×24 =372.023 kmol/h

Cunoscand concentratia H2S in gazul bogat, respectiv a gazului purtator (metanul) se calculeaza debitul molar de H2S, respectv de metan:

GH2 Sn+1 =GT × yH 2 S=372.023 × 0.1=37.20 kmol /h

G0=GT × ymetan=372.023 ×0.9=334.82 kmol/h

Unde: GH2 ST n+1 –debitul de H2S la intrarea/iesirea din colona, kg/h;

G0 –debitul de gaz purtator, kmol/h;

Se calculeaza raportul molar Yn+1:

Y n+1=37.20

372.023=0.11kmol H 2 S /kmolgaz purtator

Sau

Y n+1=yn+1

1− yn+1

= 0.11−0.1

Unde: Yn+1,Y1 –concentratiile solutului in gazul purtator, exprimate ca raport molar: kmol solut/kmol gaz purtator la intrarea, respectiv la iesirea din coloana;

7

Din relatia urmatoare de definitie a gradului de absorbtie se calculeaza raportul molar Y1:

φ=Y n+1−Y 1

Y n+1

× 100=¿Y 1=(1−φ )Y n+1

Y 1=(1−0.97 ) ×0.111=0.00333 kmol H 2 S /kmol gaz pu rtator

Concentratia H2S in absorbantul sarac se cunoaste din datele de proiectare X0=0.05 kmol h2S/kmol MEA, iar concentratiile Xn se alege astfel incat la determinarea numarului de talere teoretice prin metoda grafica rezulta un numar rezonabil de talere. Se considera: Xn=0.6 kmol H2S/kmol MEA.

Debitul molar de absorbant L0 se calculeaza prin bilant material in jurul coloanei de absorbtie conturul I din figura1.

G0 Y n+1+L0 X0=G 0Y 1+L0 Xn=¿ L0

Y n+1−Y 1

Xn−X0

L0=334.820.1−0.0030.6−0.05

=65.55 kmolh

×61=3998.28 kg /h

Unde: G0 - debitul de gaz purtator, kmol/h;Yn+1,Y1 –concentratiile solutului in gazul purtator, exprimate ca raport molar: kmol solut/kmol gaz purtator la intrarea, respectiv la iesirea din coloana;L0 –debitul de absorbant (MEA), kmol/h;X0,Xn –concentratiile solutului (H2S) in absorbant, exprimate ca raport molar: kmol solut/kmol absorbant la intrarea, respectiv iesirea din coloana.

Se calculeaza debitele partiale ale componentilor in fiecare flux la intrarea si iesirea din coloana si concentratiile componentilor in fractii molare.

8

Debite si concentratii in fluxul de gaz bogat la intrarea in coloana:

G0=334.82 kmol/h=334.82×16=5357.12 kg/h

GH2 Sn+1 =37.2 kmol /h=37.2 ×34=1264.8 kmol /h

GT=G0+GH 2 Sn+1 =5357.12+1264.8=6621.92 kg/h gaz total

Unde: G0 - debitul de gaz purtator, kmol/h;GH2 S

T n+1 –debitul de H2S la intrarea/iesirea din colona, kg/h;GT –debitul de gaz total

Debite si concentratii in fluxul de gaz sarac la iesirea din coloana:

G0=334.82kmol

h=334.82 ×16=5357.12 kg /h

GH2 S1 =G0 Y 1=334.82 ×0.00333=1.115kmol /h

¿1.115× 34=37.9083 kg/h H 2 S neabsorbit

G1=G0+GH 2S1 =334.82+1.115=335.935 kmol /h gaz sarac

G1=G0+GH 2S1 =5357.12+37.9083=5395.28 kg /h gaz sarac

y1=1.115

334.82+1.115=0.0033 fractiimo lare H 2 S

Debite si concentratii in absorbantul sarac la intrarea in coloana:

L0=65.55 kmol/h gaz sarac ×61=3998.28 kg/h MEA

Cunoscand concentratia solutiei de amina se poate calcula debitul de solutie apoasa de MEA:

Los=3998.5510015

=26657 kg/h solutie MEA

9

Solutia apoasa de MEA este alcatuita din:3998.28 kg/h MEA si 26657-3998.28=22658.72kg/h apa=1258.81kg/h.

LH2S1 =L0 X0=65.55 × 0.05=3.278 kmol /h

LH2S1 =3.278 ×34=111.452 kg/h MEA

Los1 =L0+LH2 S

1 =26657+111.452

¿26768.45 kg /h solutie absorbant sarac

xMEA=65.55

65.55+1258.81=0.0495 fractii molare MEA

xapa=1−x MEA=1−0.0495=0.951 fractiim olareapa

Unde: Los -debitul solutiei de absorbant sarac, kg/h;

Debite si concentratii in absorbantul bogat la iesirea din coloana:

LH2Sn =L0 Xn=65.55 × 0.6=39.33 kmol/h

LH2Sn =39.33 ×34=1337.22 kg /h H 2 S

L0 sn =L0+LH 2 S

n =65.55+39.33=104.88 kmol /h

L0 sn =L0 s+LH 2S

n =26657+1337.22

¿27994.22 kg /h solutie absorbant bogat

xn=39.33

65.55+39.33=0.375 fractiimolare H 2 S

sau

xn=xn

1−xn

= 0.61−0.6

=0.375 fractiimolare H 2 S

10

1.2. BILANTUL TERMIC PE COLOANA DE ABSORBTIE

Cu relatiile de mai jos se estimeaza temperatura T1, respectiv temperatura Tn

T1=T0+5...10oCT1=32+10=42oCTn=Tn+1+10...30oCTn=25+27=52oC

Temperatura Tn se verifica cu relatia de bilant termic, in care debitele fluxurilor implicate au fost calculate anterior, si anume:

G0=334.82 kmol /h=334.82× 16=5357.12 kg /h

L0 s=24029.93 kg/h solutie de MEA

GH2 SR =334.82(0.111−0.00333)=36.05 kmol /h

GH2 SR =1225.702 kg /h H 2 S reactionat

Unde: GH2 SR -debitul de H2Sabsorbit kg/h;

Los -debitul solutiei de absorbant sarac, kg/h;

Caldura specifica medie izobara a gazului purtator (metan), se calculeaza cu relatia de mai jos, la temperatura medie aritmetica intre T1 si Tn+1:

T m=T1+T n+1

2=42+25

2=33.5 ° C

c pT=A+B ×T+C ×T 2+ D× T3

Unde: A, B, C, D – constante specifice gazului purtator (metan) care sunt tabelate in literatura [7].

A=12.0286 ×102

B=3.2564

C=0.74816 ×10−3

D=−7.07198× 10−7

11

c pT=1202.86+3.2564 × 306.5+0.7481 ×10−3 ×306.52

−7.07198 ×10−7× 306.53

c pmetan

35 =2.25 kj /kg K

Caldura specifica medie a solutiei de absorbant cpL0 se citeste din grafice din literatura [1], la temperatura medie aritmetica intre T0 si Tn. Se obtine:

c pLo

35 =4 kj /kg°C

Unde:c pG0 - căldura specifică medie izobară a gazului purtător, kJ/kg˚C, care

se calculează cu relaţii din literatură [2];c pL0 - căldura specifică medie a soluţie de absorbant sărac, kJ/kg˚C,

care se citeşte din grafice de literatură [2];

Caldura de reactie a H2S cu MEA se citeste din tabele din literatura [1]. Se obtin: ∆ H R=1910 K j /Kg

T n=T b=GR ∆ H R+Los c pL 0

T 0−G0 c pG 0(T 1−T n+1)

L0 s c pL 0

T n=1230.66 ×1910+24029.93∗4× 32−5357.12 ×2.25 (42−32 )

24029.93 × 4

T n=52.70℃

Valoarea temperaturii in baza coloanei de absorbtie obtinuta cu reltia de mai sus,este in buna concordanta cu valoarea presupusa Tn =52oC si deci calculul temperaturii Tn se considera incheiat. Se calculeaza temperatura medie pe coloana ca media aritmetica intrte T1 si Tn si se obtine Tm=47oC.

1.3. Determinarea numarului de talere teoretice din coloana de absorbtie

12

Numarul de talere teoretice se determina prin metoda grafica simplificata si se parcurg urmatoarele etape:

La temperatura medie pe coloana si pentru valori de X cuprinse intre X0 si Xn se citesc din grafice din literatura [1] valorile presiunii partiale H2S;

Din legea lui Dalton se calculeaza fractiile molare ale H2S care apoi se trensforma in rapoarte molare Y, cu relatia:

Y n+1=yn+1

1− yn+1

Unde: Yn+1,Y1 –concentratiile solutului in gazul purtator, exprimate ca raport molar: kmol solut/kmol gaz purtator la intrarea, respectiv la iesirea din coloana;

Curba de echilibru Y-X se reprezinta in grafic semiloaritmic; Din calculele anterioare se fixeaza coordonatele punctelor prin care trece

dreapta de operare: A(0.05; 0.00333); B(Xn; 0.1). Abscisa punctului B(Xn) se alege prin incercari succesiveastfel incat sa se obtina 2-3 talere teoretice. Se alege Xn=0.6 kmol H2S/kmol MEA;

Pentru reprezentarea dreptei de operare in grafic semilogaritmic sunt necesare si alte puncte intermediare in afara punctelor extreme A si B. Inecuatia dreptei de operare se dau valori lui X intre X0 si Xn si se calculeaza valorile lui Y. Rezultatele sunt trecute in tabelul 1.;

Se prezinta in acelasi grafic, in coordonatele Y-X, atat curba de echilibru cat si curba de operare si se duc orizontale si verticale pornind de la punctul B la punctul A. Numarul de orizontale prezinta necesarul de echilibre pentru absorbtia respectiva.

Tabelul 1. Calculul curbei de operare si curba de echilibru pentru coloana de absorbtie a H2S in solutie de MEA

X kmol H2S/kmol

y=pH 2S

P bar Y=

y1− y Y=

L0

G0( X−Xn )+Y n+1

13

MEA fractii molare Kmol H2S/kmol gaz purtator

X0=0.05 3.17×10-5 3.17×10-5 Y1=0.0003330.1 1.6×10-4 1.6×10-4 0.001310.2 6.78×10-4 6.78×10-4 0.003270.3 1.73×10-3 1.73×10-3 0.05230.4 5×10-3 5.×10-3 0.07180.5 8.3×10-2 8.37×10-2 0.0914

Xn=0.6 1.49×10-2 1.51×10-2 Yn=0.111

1.4. Dimensionarea coloanei de absorbtie

1.4.1. Diametrul coloanei de absorbtie

Coloana de absorbtie este prevazuta cu umplutura clasica, nestructurata (se aleg inele Raschig de ceramica, de dimensiuni 25∙25∙3 mm cu caracteristici recomandate de literatura [1]).

Pentru determinarea debitului volumic de gaz bogat este necesar calculul masei milare medii, cu relatia urmatoare:

M v=M × ymetan+M H 2 S × y H 2 S

M v=16 × 0.9+34 × 0.1=17.8 kg /kmol

Densitatea fazei vapori la intrarea in coloana se calculeaza cu relatia:

ρ v=P × M v

R × Tn+1

ρ v=6 ×17.8

0.083×(273+25)=4.32 kg/m3

V=G 0× M v

ρ v ×3600=372.023 ×17.8

4.32× 3600=0.43 m3 /s

14

Densitatea solutiei de MEA la iesirea din coloana se citeste din grafice din literatura [1] (se neglijeaza contributia H2S absorbit la densitatea solutiei de absorbant): ρl=990kg/m3.

Viscozitatea cinematica a solutiei de MEA se citeste din grafice din literatura [1], la temperatura din baza si se obtine: ν=0.6 ×10−6 m2/ s . Viscozitatea dinamica solutiei de absorbant bogat se calculeaza cu relatia:

μ1=υ × ρl

μ1=0.6 × 10−6 × 990=0.594 × 10−3

Calcului vitezei vic se face cu ajutorul relatiei lui Kafarov:

lg ¿

lg ¿

vic=2.5 m/sUnde: Lg,Vg –debitele masice de absorbant bogat, respectiv de gaz

bogat;vi –viteza de inecare a vaporilor, raportata la sectiunea libera a coloanei, lipsita de umplutura, in m/s;A –constanta a carei valoare depinde de tipul sistemului de separat;ρl ρv -densitatea gazului bogat in conditii de temperatura la intrarea in coloana si la presiunea pe coloana, respectiv densitatea absorbantului bogat in conditiile de temperatura la iesirea din coloana, in kg/m3:

a –aria specifica a umpluturii, in m2/m3; ε -fractia de goluri a umpluturii, in m3/m3;

μl -viscozitatea absorbantului lichid, in kg/ms; g –acceleratia gravitationala.

Din relatia urmatoare se calculeaza viteza reala a fazei vapori in sectiunea libera a coloanei:

vr=FI × v ic

vr=0.×2.5=1.25 m /s

15

Unde: vr –viteza reala a fazei vapori in sectiunea libera a coloanei (lipsita de umplutura) in m/s;FI –factorul de inecare =0.5 ... 0.6 recomandata de literatura [7];vi –viteza de inecare a vaporilor, raportata la sectiunea libera a coloanei, lipsita de umplutura, in m/s;

Din relatia urmatoare se calculeaza diametrul coloanei de absorbtie:

V=vr × Ac=vr

π Dc2

4=¿ Dc=√ 4×V

π × vr

Dc=√ 4× 0.43π ×0.5

=0.662 m

1.4.2. Inaltimea coloanei de absorbtie

Pentru determinarea inaltimii echivalente a talerului teoretic, se calculeaza viteza de masa a solutiei de absorbant bogat cu relatiile:

Lg=Lg

π × Dc2

4×3600

Lg=27994.22

π∗0.6624

×3600=5.648 kg /m2 s

IETT=21.64¿¿

IETT=21.64¿¿

Unde: Lg –viteza de masa a fazei lichide, kg/m2 s;dp –diametrul nominal al umpluturii, m;μl –viscozitatea fazei lichide, cP;

16

Sa se calculeze inaltimea de umplutura stiind ca numarul de talere teoretice este 3:

I c=Iu+( N TR−1 )× sTR+ I v+ I h

I u=3 × IETT=3 ×0.467=1.402 m

hTR=Iu

NTR

=1.4021

=1.402 m

Se cunoaste ca inaltimea unui tronson este de max 2.5 ... 3 mPentru calculul inaltimii coloanei de absorbtie se alege: sTR=0.3 m; Iv=1 m;

Ib=1.5m.

I c=1.402+(3−1 )× 0.5+1+1.5=4.902 m

Unde: NTR –numarul de tronsoane de umplutura, se alege in functie de inaltime Iu si tinand cont de faptul ca inaltimea unui tronson trebuie sa fie 2.5 ... 3 m;Sr –distanta intre tronson se alege 0.3 ... 0.5 m;Iv –inaltimea de la stratul de umplutura la varful coloanei, se alege 0.75 ... 1 m:Ib –inaltimea de la baza coloanei la stratul de umplutura, se alege 1 ... 1.5 m;

1.5. CALCULUL PIERDERILOR DE ABSORBANT

La varful coloanei de absorbtie au loc pierderi de absorbant datorita antrenarilor cu gaz inert. Aceste pierderi se calculeaza cu relatia se mai jos. Debitul molar de gaz purificat de la varful coloanei de absorbtie, precum si fractiile molare ale apei si MEA in amestecul absorbant sunt calculate anterior.

Lp=G1

∑i=1

c

K i x i

1−∑i=1

c

K i x i

17

Lp=334.820.00788 ×0.951+0.0000415 × 0.0495

1−(0.00788× 0.951+0.0000415 ×0.0495)=2.529 kmol /h

Unde: Lp –reprezinta debitul molar de absorbant pierdut pe la varful coloanei de absorbtie;G1 –debitul de gaz purificat la varful coloanei de absorbtie, kmol/h;xi –fractia molara a componentului i din amestecul absorbant;Ki –constanta de echlibru a componentului i din amestecul absorbant la temperatura si presiunea de la varful coloanei.

Constantele de echilibru ale apei si MEA in amestecul absorbant la temperatura si presiunea de la varful coloanei s-au citit din graficele din anexele 1 si 2.

Fractiile molare fara vapori care se calculeaza cu relatia:

y i=K i x i

yapa=0.00788 × 0.951=0.00749 fractiimolare

y MEA=0.0495 × 0.0000415=0.000002054 fractii molare

Unde: yapa;yamina –fractiile molare in faza vapori;

Pierderile din fiecare component al absorbantului sarac se calculeaza cu relatiile:

LP apa=(Lp+G1)× yapa

LP amina=(Lp+G1)× yamina

Lpapa=(2.529+334.82 ) ×0.00749=2.528 kmol /h

Lpapa=45.504 kg /h=1.896 kg / zi

Lpamina=(2.529+334.82 ) ×0.000002054=0.000693 kmol /h

Lpamina=0.0422 kg /h=0.00176 kg / zi

18

CAP. 2. PROIECTAREA TEHNOLOGICA A COLOANEI DE DESORBTIE

Realizarea unui anumit grad de stripare a gazului acid din solutia de absorbant bogat ce alimenteaza coloana de desorbtie, pentru un debit de abur de stripare dat, necesita un numar de talere sau un strat de umplutura de o anumita inaltime. Calculul acestora se face in functie de numarul de talere teoretice. Se aplica pentru determinarea numarului de talere teoretice tot metoda grafica simplificata, dar datele de echilibru ale sistemului studiat se obtin la temperaturii medii mai mari, specifice operatiei de desorbtie.

19

In practica industriala, striparea gazelor acide (si in special H2S) se face cu abur indirect folosind un refierbator. Aburul de stripare care paraseste coloana pe la varf se condenseaza si se reantoarce in coloana ca reflux. In acest caz, fluxurile si caoncentratiile lor sunt cele simbolizate in figura 3.

Figura 3. Fluxurile si concentratiile lor in coloana de stripare

In figura 2 semnificatia simbolurilor este:L0 –debitul solutiei de absorbant, kmol/h;LR –refluxul, concentrat in apa, kmol/h;Xn –concentratia solutului (H2S sau Co2) in absorbantul bogat, kmol solut/kmol MEA;X0 –concentratia H2S/CO2 in absorbant sarac, kmol solut/kmolMEA;Yb –concentratia solutului (H2S sau CO2) in abur la iesirea din refierbator, kmol solut/kmol abur;Yv –concentratia solutului (H2S sau CO2) in abur la iesirea din coloana, kmol solut/kmol abur.

Datele initiale necesare calculului de proiectare a coloanei de desorbtie sunt:

20

debitul de alimentare cu absorbant bogat si concentratia solutului (H2S sau CO2) in absorbant Xn (de la coloana de absorbtie)

gradul de stripare sau concentratia solutului in solutia stripata; concentratia solutului in absorbantul sarac, X0; temperatura in baza coloanei TB (aleasa in functie de indicatiile din

literatura [1.3]); temperatura refluxului TR (aleasa in functie de indicatiile lin literatura [1]); temperatura de intrare Tf a absorbantului bogat in coloana, egala cu

temperatura de iesire dupa schimbul de caldura cu absorbantul sarac de la baza coloanei de desorbtie se estimeaza comform literaturii [1];

ratia de reflux[1-3]; presiunea in varful si la baza coloanei de desorbtie.

Algoritmul de calcul al coloanei de desorbtie are urmatoarele etape: se determina temperatura la varful coloanei, se efectueaza bilantul termic pe

coloana si se calculeaza debitul de vapori de stripare, precum si consumul de abur la refierbator;

se calculeaza temperatura medie pe coloana de desorbtie si la aceasta temperatura se obtin datele de echilibru pentru sistemul solut-absorbant;

se determina diametrul si inaltimea coloanei cu netodologia specifica tipului de dispozitive de contactare (talere sau umplutura).

2.1 Bilantul termic si regimul de temperaturi

Pentru determinarea temperaturii la varful coloanei de desorbtie se pleaca de la faptul ca in conditii de echilibru, presiunea partiala a aburului (componentul majoritar la varful coloanei) este egala cu presiunea de vapori a apei. Presiunea partiala a solutului (pH2S/CO2) se obtine din legea lui Dalton:

Psolut=Pv × yabur=PapaTv

PH 2 S=1.2 ×0.75=0.9 ¿̄

PH 2 S=0.9×750=PapaTv

Unde: Pv –presiunea la varful coloanei de desorbtie, bar;

21

PapaTv -presiunea de vapori a apei la temperatura de varf, care se

calculeaza cu relatia lui Antoine:

ln PapaTv =A− B

C+Tv

ln 675=18.3036− 3816.44−46.13+Tv

=¿Tv=96℃

Unde: A,B,C –reprezinta constantele lui Antoine pentru apa;yabur –fractia molara de abur calculata cu relatia:

yabur=LR

LR+GR

yabur=108.12

108.5+36.05=0.75 fractie molaraabur

Unde: GR –debitul de H2S absorbit, kmol/h;R –ratia de reflux;LR –debitul de reflux, calculat cu relatia:

LR=R ×GR

LR=3×36.05=108.15 kmol /h× 18=1946.7 kg/hapa

Temperatura de intrare Tf a absorbantului bogat in coloana este egala cu temperatura de iesire dupa schimbul de caldura cu absorbantul sarac de la baza coloanei de desorbtie, se alege Tf=80 oC.

Temperatura medie pe coloana se calculeaza ca media aritmetica intre temperatura de varf si temperatura de baza:

T m=115+96

2=105℃

Presiunea medie se calculeaza ca media aritmetica intre presiunea din varf si presiunea din baza:

Pm=1.2+1.6

2=1.4 ¿̄

22

Se calculeaza sarcina termica a refierbatorului cu relatia:

QB=Los× CPLos(T B−T f )+V 0 (H Vo

Tv−hLRTR )+GR × ∆ HR

QB=26657 ×2.5 (115−80 )+1946.7 (2683.4−251.1 )+1225.7 ×1910=9175284.16 kg /h

Unde: HVoTv -entalpia vaporilor de apa la temperatura Tv=96 oC s-a citit

din tabelele din literatura [7], kj/kg;hLR

TR -entalpia refluxului la temperatura TR=60 oC, s-a citit din tabelele din literatura [7], kj/kg;CP Los -se citeste din graficele din literatura [1] in functie de temperatura medie aritmetica intre Tb si TR si concentratia solutiei de MEA;∆ H R -se citeste din tabelele din literatura [1] in functie de tipul absorbantului.

Debitele masice ale fluxurilor implicate in relatia de mai jos, se calculeaza lv

TB. Fractia molara a apei in vaporii VB la echilibru cu solutia apoasa de amina se determina astfel: pentru o solutie care contine 12.2% masa amina si 87.8% masa apa se citeste din grafice din literatura [1] compozitia apei in faza vapori si se obtine 99% masa. Se transforma compozitia fazei vapori din % masa in fractii molare si se gaseste y=0.997 fractii molare apa.

lvBTB=lapa

TB y ×laminaTB (1− y)

lvBTB=(2704.8−486.7 ) 0.997+892 (1−0.997 )=2214 kj /kg

Unde: lapaTB -caldura latenta de vaporizare a apei la temperatura TB, kj/kg

[7];lamina

TB -caldura latenta de vaporizare a aminei la temperatura TB, kj/kg, din grafice din literatura [1].

V B=QB

lvTB

V B=9175284.16

2214=4144.211kg /h=230.234 kmol/h

23

2.2. Determinarea numarului de talere teoretice din coloana de desorbtie

Numarul de talere teoretice se determina prin metoda grafica simplificata [1] bazata pe curba de echilibru pentru sistemele gaz acid-amina la temperatura si presiunea medie pe coloana, si pe dreapta de operare. Curba de echilibru Y-X se calculeaza pornind de la valorile presiunii partiale H2S citite din graficele din literatura [1] pentru diferite valori de X si la temperatura medie pe coloana de desorbtie Tm=105 oC. Dreapta de operare trece prin punctele definite de concentratiile fluxurilor in contracurent la extremitatile zonei de desorbtie din coloana, si anume punctul A (Xn,Yf) si punctul B (X1,Yb). Concentratia Yf se calculeaza cu relatia:

Y f =GR

LR

= 36.05108.15

=0.333 kmol H 2 S/kmol abur

Concentratia Yb se citeste din curba de echilibru Y-X, la valoarea lui X0=0.05 kmol H2S/kmol MEA. Se obtine: Y=0.0023 kmol H2S/kmol abur. Concentratia X1 se calculeaza cu relatia:

X1=V B

L0

Y B+ X0

X1=230.23465.55

0.0045+0.05=0.0651 kmol H 2 S /kmol MEA

Pentru reprezentarea curbei de operare sunt necesare si alte puncte intermediare in afara punctelor extreme A si B. Calculul lor se face cu cu ecuatia dreptei de operare, dand valori lui X intre X1 si Xn. In cazul punctelor intermediare ale curbei de operare se tine seama ca in zona de stripare, debitul de valori V scade liniar intre VB si V0. Din aceste considerente trebuie reprezentata grafic variatia debitului de vapori cu concentratia X [1].

Se reprezinta in acelasi grafic, in coordonate Y-X, atat curba de echilibru cat si dreapta de operare si se duc orizontale si verticale pornind de la punctul B la

24

punctul A. Numarul de orizontale reprezinta necesarul de echilibre pentru desorbtia respectiva. Rezultatele sunt prezentate in tabelul 2.

Y=L0

V( X−X 1)+Y B

Tabelul 2. Calculul curbei de operare pentru coloana de desorbtie a H2S din solutia de MEA 15%

XKmol H2S/kmol

MEA

YKmol H2S/kmol

abur

y=pH 2S

P bar Y=

y1− y

fractii molare

X1=0.063 Yb=0.0045 1.43×10−4 1.45×10−4

0.1 0.0144 5.57 ×10−4 5.57 ×10−4

0.2 0.043 2.8 ×10−3 2.8 ×10−3

0.3 0.071 6.4 × 10−3 6.4 × 10−3

0.4 0.0998 2.1 ×10−2 2.14 × 10−2

0.5 0.128 3.6 ×10−2 3.7 ×10−2

Xn=0.6 0.157 1.07 ×10−1 1.2 ×10−1

Se reprezinta in acelasi grafic, in coordonate Y-X, atat curba de echilibru cat si curba de operare si se duc orizontale si verticale pornind de la punctul B la punctul A. Numarul de orizontale se reprezinta necesarul de echilibre pentru absorbtia respectiva si s-a obtinut 2.5 talere teoretice (figura 5).

2.3. Diametrul coloanei de desorbtie

Coloana de desorbtie este prevazuta tot cu umplutura clasica, nestructurata, de acelasi tip ca la coloana de absorbtie. Calculul diametrului se face atat in zona superioara cat si in cea inferioara a coloanei de desorbtie.

2.3.1. Calculul diametrului in zona supoerioara

Sarcina maxima de vapori in zona superioara este:

25

V max=V 0+GH 2 SR

V max=65.55+36.05=101.6 kmol /h

Masa molara medie a vaporilor se calculeaza cu relatia:

M v=M H 2 S × y f + M abur(1− y f )

M v=34 ×0.248+18 (1−0.248 )=21.97 kg/kmol

y f =0.33

1+0.33=0.248 fractii molare

Debitul masic de vapori este:

V G=V max × M v

V G=101.6 ×21.97=2232.152 kg/h

Densitatea vaporilor se calculeaza cu relatia:

ρ v=P × M v

R × Tn+1

ρ v=1.2× 21.97

0.083×(273+96)=0.861 kg/m3

Aplicant legea generala a gazelor se calculeaza debitul volumic de vapori:

V max=V × M v

ρv × 3600

V max=101.6× 21.970.861 ×3600

=0.72 m3/s

Debitul maxim de lichid la varful coloanei este:

Lmax=Losn =27994.22 kg /h solutie apoasade absorbant bogat

26

Densitatea solutiei de absorbant, la temperatura Tf este: ρl=965 kg/m3, citita din grafice din literatura [1]. Viscozitatea solutiei de absorbant, citita din tabele din literatura [1], este: μl=0.3088×10-3 kg/ms.

Calculul vitezei vic se face cu ajutorul relatiei lui Kafarov:

lg ¿

lg ¿

Cu relatia de mai jos se calculeaza viteza reala a fazei vapori in sectiunea libera a coloanei, pentru un factor de inecare FI=0.5:

vr=FI×vic

vr=0.5×1.0805=0.540 m/s

Se calculeaza diametrul coloanei de stripare in zona superioara, cu relatia:

V=vr × Ac=vr

π Dc2

4=¿ Dc=√ 4×V

π × vr

Dc=√ 4 × 0.7183.14×0.540

=1.301 m

2.3.2. Calculul diametrului in zona inferioara

Sarcina maxima de vapori in zona inferioara este:

V max=V B=230.234 kmol/h×18=4144.212 kg /h=V G

Densitatea vaporilor se obtine din literatura [7] la temperatura din baza, considerand ca vaporii sunt alcatuiti numai din abur: ρ v=0.965 kg/m3. Aplicand legea generala a gazelor se calculeaza debitul volumic de vapori:

V max=V

ρv × 3600

27

V max=4144.21

0.965 ×3600=1.193 m3/s

Debitul maxim de lichid este:

Lmax=Los1 =26768.45 kg /h solutie MEA=LG

Densitatea solutiei de MEA 12.2% masa, la temperatura din baza este: ρl

=940.4 kg/m3 [1].Viscozitatea dinamica a solutiei de MEA 12.2% masa, la temperatura sin

baza este: μl=0.25667×10-3 kg/ms [1].Calculul vitezei vic se face cu ajutorul relatiei lui Kafarov:

lg ¿

lg ¿

vr=FI × v ic

vr=0.5 × 01.030=0.515 m / s

Calculul diametrului coloanei de desorbtie in zona inferioara se calculeaza cu relatia:

V=vr × Ac=vr

π Dc2

4=¿ Dc=√ 4×V

π × vr

Dc=√ 4 ×1.1933.14×0.515

=1.717 m

Deoarece diferenta intre diametrul zonei superioare si cel al zonei inferioare nu este mai mare de 0.2 m, intreaga coloana se construieste cu diametrul zonei inferioare.

2.4. Calculul schimbului termic absorbant sarac-absorbant bogat

28

Absorbantul sarac iese din refierbatorul coloanei de stripare cu temperatura Tb si trebuie sa intre varful coloanei de absorbtie cu temperatura T0=32 oC. Se impune un schimb de caldura intre absorbantul bogat care iese de la baza coloanei de absorbtie cu temperatura Tn =52 oC si care trebuie sa intre ca flux de alimentare in coloana de stripare la temperatura Tf=80 oC si absorbantul regeberat care iese din refierbator cu temperatura de 115 oC.

Temperatura care iese absorbantul regenerat din schimbul de caldura se presupune ca fiind Tx=89 oC si se verifica cu relatia:

27994.22 ×3.95 (80−52 )=26768.45 × 4.01(115−89)

Caldura specifica medie a solutiei de absorbant se citeste din grafice din literatura la temperatura medie aritmetica a temperaturii respective [1]. Temperatura Tx=89 oC presupusa s-a verificat deoarece relatia s-a verificat in limita unei erori impuse (<2%).

2.5. Determinarea necesarului de apa de racire la racitorul suplimentar

Necesarul de apa de racire la racitorul suplimentar se calculeaza cu relatia urmatoare, considerand ca apa intra cu temperatura de 28 oC si iese cu 32 oC.

Gapa=Los ×c pLo¿¿

Gapa=26768.45 ×3.99(89−32)

167.5−117.34=139125.50 kg/h

Unde: Gapa -debitul de apa de racire, kg/h;hapa

TE , hapaT 1 -entalpiile apei de racire la temperatura de iesire/intrare

in kj/kg;CpLo –caldura specifica medie a solutiei de absorbant sarac, kj/kg oC. Se citeste din grafice din literatura la temperatura medie aritmetica a temperaturilor respective [1].

29

2.6. Determinarea necesarului de apa la condensatorul coloanei de stripare

Se determina mai intai sarcina condensatorului cu relatia:

Qc=V 0 × cp Lo(TV −T R )−GR ¿)

Qc=1946.7 × 4.2 (96−60 )−1225.702 (593.34−548.01 )=238779 kj /h

Unde: QC –sarcina condensatorului, kj/h;V0 –debitul de vapori de apa la varful coloanei, kg/h;GR –debitul de gaz acid desorbit. Se considera ca tot gazul acid din alimentarea coloanei de stripare a fost desorbit, adica se neglijeaza continutul de gaz acid din solutia de absorbant regenerata, kg/h;H R

Tv -entalpia gazului desorbit la temperatura Tv, kj/kg;H R

TR - entalpia gazului desorbit la temperatura TB, kj/kg.Cunoscand sarcina condensatorului se poate calcula debitul de apa de racire

GA, cu relatia:

GA=Qc

hapaTE −hapa

Ti

GA=239779

167.5−117.34=4760.37 kg/h

Unde: GA –debitul de apa de racire la condensator, kg/h.

30

2.7. Determinarea necesarului de abur saturat la refierbator

Cunoscand sarcina refierbatorului coloanei de stripare se poate calcula si debitul de abur la refierbator GB, se calculeaza cu relatia urmatoare, considerand ca se foloseste abur de 6bar si o temperatura de 115 oC.

GB=Qc

H aburTi −habur

Te

GB=9175284.16

2753.3−674.2=4413.104 kg /h

Unde: H aburTi , habur

Te -entalpia aburului/apei la intrarea/iesirea in refierbator, kj/kg [7].

31

BIBLIOGRAFIE

1. Strătulă,C., Purificarea gazelor, Editura Ştiinţifică si Enciclopedică, Bucureşti, 1984;2. Perry,R., Green, G.,Perry`s Chemical Engineer`s Handbook, Section 14:Gas Absorption

and Gas-Liquid System Design, The McGraw Hill Company, 1999;3. Kohl, A., Nielsen, R., Gas Purification, 5th, ISBN 0-88415-220-0, 1997;4. Robu, V. I., Procese si Aparate de Separare in Industria Petrolului si Petrochimie,

Editura Didactica si Pedagogica, bucuresti, 19685. Suciu, G. C. (coordonator), Ingineria prelucrii hidrocarburilor, vol. 1, Editura Tehnica,

Bucureşti, 1997;6. Taran, C., Strătulă, C., Procese difuzionale de separare, vol.2, IPG, Ploieşti,1979;7. Şomoghi, V., Proprietăţi fizice utilizate in calculele termice si fluidodinamice, U.P.G.,

Ploieşti 1997;8. Strătulă, C., Fracţionarea, Principii si Metode de Calcul, Editura Tehnică, Bucureşti,

1986;9. Marinoiu, V., Paraschiv, N., Automatizarea proceselor chimice, vol. 2, Editura

Tehnică,1992;

32

ANEXA 1.

33

ANEXA 2.

34

ANEXA 3.

35

ANEXA 4.

Figura 6. Schema automatizata a instalaţiei de eliminare a hidrogenului sulfurat