Материальный баланс стадии очистки сероводородсодержащего газа

⇐ ПредыдущаяСтр 7 из 11Следующая ⇒

На этой стадии происходит поглощение сероводорода из сероводородсодержащего газа 40%-ным раствором МДЭА по реакции (7.24)

2 (С₂Н₄ОН)₂ NCH₃ + Н₂S ↔ [(С₂Н₄ОН)₂ NСН₃]₂ Н₂S (7.24)

Определим количество 40 %-го раствора МДЭА, необходимого для поглощения сероводорода из сероводородсодержащего газа. Количество сероводорода в сероводородсодержащем газе после составляет 0, 478 кг/т. Молярная масса МДЭА - 119 кг/кмоль; молярная масса комплекса (МДЭА·Н₂S) - 272 кг/кмоль.

Получаем,

- масса чистого МДЭА, необходимого для реакции (7.24) составляет:

m(чистый МДЭА) = (2·119·0, 478) / 734 = 3, 347 кг/т;

- масса 40 % -го раствора МДЭА, необходимого для реакции 7.24) составляет:

m (раствор МДЭА) = m(чистый МДЭА) / 0, 4,

m(раствор МДЭА) = 3, 347 / 0, 4 = 8, 367 кг/т;

- масса воды в 40 % - ном растворе МДЭА составляет:

m(Н₂О) ^//// = m(раствор МДЭА) – m(чистый МДЭА),

m(Н₂О) ^//// = 8, 367 – 3, 347 = 5, 020 кг/т.

Находим массу образовавшегося по реакции (7.24) комплекса (МДЭА·Н₂S):

m(МДЭА·Н₂S)^//// = (272·0, 487) / 34 = 3, 825 кг/т.

Тогда масса раствора комплекса (МДЭА·Н₂S), образовавшегося на стадии очистки сероводородсодержащего газа, составляет:

m(раствор МДЭА·Н₂S)^//// = m(МДЭА·Н₂S) + m(Н₂О);

m(раствор МДЭА·Н₂S)^//// = 3, 825 + 5, 020 = 8, 845 кг/т.

Таким образом, раствор комплекса (МДЭА·Н₂S) имеет следующий состав:

- массовая доля комплекса (МДЭА·Н₂S) в растворе составляет

ω (МДЭА·Н₂S) = (3, 825 / 8, 845)·100 = 43, 2 %;

- массовая доля вода в растворе комплекса составляет

ω (Н₂О) = (5, 020 / 8, 845)·100 = 56, 8 %.

Из практических данных известно, что в насыщенном растворе МДЭА растворяется 15 % предельных углеводородов С₁-С₄ из сероводородсодержащего газа:

m(С₁-С₄)_МДЭА = 0, 15· m(С₁-С₄)_{cер газ},

m(С₁-С₄)_МДЭА = 0, 15·0, 920 = 0, 138 кг/т.

В результате этой очистки образуется топливный газ, направляемый в печь нагрева сырья.

В топливный газ из сероводородсодержащего газа переходят нерастворенные предельные углеводороды С₁-С₄и водород.

m(С₁-С₄)_{топ газ} _{в П-201} = m(С₁-С₄)_{сер газ}– m(С₁-С₄)_МДЭА,

m(С₁-С₄)_{топ газ} _{в П-201} = 0, 920 – 0, 138 = 0, 782 кг/т;

m(Н₂)_{топ газ} _{в П-201} = m(Н₂)_{сер.газ},

m(Н₂)_{топ газ} _{в П-2} ₀₁ = 0, 300 кг/т.

Материальный баланс стадии абсорбции сероводородсодержащего газа представлен в таблице 7.17.

Таблица 7.18 - Материальный баланс стадии сепарации насыщенного раствора МДЭА

Статьи прихода	Статьи расхода
№	Наименование потока	кг/т	кг/ч	% (масс)	№	Наименование потока	кг/т	кг/ч	% (масс)
	Раствор комплекса (МДЭА·Н₂S) (I, II, III, IV)	171, 044	49887, 944	100, 000		Раствор комплекса (МДЭА·H₂S)	170, 124	49619, 610	100, 000
1.1	Комплекс (МДЭА·H₂S)	73, 567	21457, 089	43, 011	1.1	Комплекс (МДЭА·H₂S)	73, 567	21457, 089	43, 243
1.2	Вода	96, 557	28162, 521	56, 452	1.2	Вода	96, 557	28162, 521	56, 757
1.3	Предельные у/в С1-С4	0, 920	268, 334	0, 538		Сухой углеводородный газ	0, 920	268, 334	100, 000
					2.1	Предельные у/в C1-C4	0, 920	268, 334	100, 000

	Итого	171, 044	49887, 944			Итого	171, 044	49887, 944

Материальный баланс стадии сепарации насыщенного раствора МДЭА

На этой стадии из насыщенного раствора МДЭА, после абсорбции водородсодержащего газа, сухого углеводородного и сероводородсодержащего газа, выделяется растворенный газ. Количество раствора комплекса (МДЭА·Н₂S) со стадий очистки газов составляет:

Σ m(МДЭА·Н₂S)_р-р = m(МДЭА·Н₂S)^/ + m(МДЭА·Н₂S)^// + m(МДЭА·Н₂S)^/// + m(МДЭА·Н₂S)^////,

Σ m(МДЭА·Н₂S)_р-р = 48, 168 + 5, 352 + 16, 222 + 3, 825 = 73, 567 кг/т,

Σ m(Н₂0)_р-р = m(Н₂0)^/ + m(Н₂О) ^// + m(Н₂О)^/// + m(Н₂О)^////,

Σ m(Н₂0)_р-р = 63, 221 + 7, 025 + 21, 292 + 5, 020 = 96, 557 кг/т.

Общее количество насыщенного раствора комплекса (МДЭА·Н₂S), выделяемого при сепарации составляет:

Σ m(раствор МДЭА·Н₂S) = Σ m(МДЭА·Н₂S)_р-р + Σ m(Н₂0)_р-р;

Σ m(раствор МДЭА·Н₂S) = 73, 567 + 96, 557 = 170, 124 кг/т.

Количество растворенного газа, выделенного из насыщенного раствора комплекса (МДЭА·Н₂S), составляет:

Σ m(С₁-С₄)_МДЭА = 0, 782 + 0, 138 = 0, 920 кг/т.

Материальный баланс стад ии сепарации насыщенного раствора МДЭА представлен в таблице 7.18.

Насыщенный раствор комплекса (МДЭА·Н₂S) направляется на УПЭС или установку по производству серной кислоты.

Материальный баланс стадии смешения регенерированного раствора МДЭА со свежим

На этой стадии к регенерированному раствору МДЭА, поступающего с УПЭС, добавляется свежий раствор в количестве равном потерям МДЭА на стадии регенерации. Таким образом, количество свежего раствора МДЭА составляет:

m(раствор МДЭА)_свежий = m_пот(раствор МДЭА),

m(раствор МДЭА)_свежий = 0, 483 кг/т,

в том числе,

m(МДЭА)_свежий = 0, 193 кг/т

m(Н₂O)_свежий = 0, 290 кг/т.

Тогда количество раствора МДЭА отправляемого на абсорбцию газов составляет:

m(раствор МДЭА)_абсор. = m(раствор МДЭА)_реген + m(раствор МДЭА)_свежий,

m(раствор МДЭА)_абсор = 160, 446 + 0, 483 = 160, 928 кг/т, в том числе,

в том числе,

m(МДЭА)_{абсорб.} = 64, 371 кг/т;

m(Н₂О)_{абсорб.} = 96, 557 кг/т.

Материальный баланс стадии смешения регенерированного раствора МДЭА со свежим представлен в таблице 7.19.

Таблица 7.19 - Материальный баланс стадии смешения регенерированного МДЭА со свежим МДЭА

Статьи прихода	Статьи расхода
№	Наименование потока	кг/т	кг/ч	% (масс.)	№	Наименование потока	кг/т	кг/ч	% (масс.)
	Регенерированный раствор МДЭА	160, 446	46796, 853	100, 000		Раствор МДЭА на очистку газов	160, 929	46937, 728	100, 000
1.1	МДЭА	64, 178	18718, 626	40, 000	1.1	МДЭА	64, 371	18774, 917	40, 000
1.2	Вода	96, 267	28077, 937	60, 000	1.2	Вода	96, 557	28162, 521	60, 000
	Свежий раствор МДЭА	0, 483	140, 875	100, 000
2.1	МДЭА	0, 193	56, 292	40, 000
2.2	Вода	0, 290	84, 583	60, 000
	Итого	160, 929	46937, 728			Итого	160, 928	46937, 728

Энергетический баланс

8.1 Энергетический баланс первого реактор а

Целью расчёта является определение температуры смеси на выходе из реактора.

Исходные данные:

Температура смеси на входе в реактор t_вх= 350 ⁰C

Давление на входе в реактор Р_вх = 4, 17 МПа

Температура на выходе из реактора t_вых – находим

Давление на выходе из реактора Р_вых = 4, 07 МПа

Q _ГСС

Q_S

Q_потерь

Q _ГН

Q_ГПС

Уравнение энергетического баланса 1-го реактора гидроочистки запишем следующим образом:

Q_ГСС+ Q_S + Q_ГН = Q_ГПС+ Q_потерь, (8.1)

где Q_ГСС – тепло, поступающее в реактор с газосырьевой смесью;

Q_S, Q_ГН – тепло, выделяемое при протекании реакции гидрогенолиза сернистых соединений и гидрировании непредельных соединений;

Q_ГПС– тепло, отводимое из реактора с газопродуктовой смесью;

Q_потерь– потери тепла в окружающую среду.

Средняя теплоёмкость реакционной смеси при гидроочистке в ходе процесса изменяется незначительно, поэтому тепловой баланс реактора можно записать в следующем виде:

Gct_вх+ Q_S + Q_ГН= Gct_вых + Q_потерь, (8.2)

t_вых = t_вх + (Q_S + Q_ГН – Q_потерь)/(G·c) (8.3)

где G – суммарное количество реакционной смеси, кг/ч;

с – средняя теплоёмкость реакционной смеси, кДж/(кг · К);

t_вх, t_вых – температуры реакционной смеси на входе и на выходе из реактора.

Q_S = g_S · q_S, (8.4)

Q_ГН= g_ГН · q_ГН, (8.5)

где g_S и g_ГН– количество сернистых и непредельных соединений, вступивш их в реакцию в первом реакторе, кг/ч;

q_S, q_ГН– тепловые эффекты реакций гидрогенолиза сернистых и гидрирования непредельных углеводородов, кДж/кг.

Из таблицы 7.4 материального баланса 1-го реактора имеем:

g_S = 2391, 669+15545, 851+2100, 003+1886, 502 = 21924, 025 кг/ч;

g_ГН= 23012, 527 – 5753, 131 = 17259, 396 кг/ч.

Тепловой эффект реакции рассчитать, пользуясь законом Гесса, нельзя из-за неизвестности детального химического состава сырья и продуктов реакции, поэтому используем экспериментальные данные ЦЗЛ:

1) Количество тепла, выделяемое при гидрировании непредельных углеводородов, составляет q_S = 603 кДж/кг;

2) Количество тепла, выделяемое при гидрировании сернистых соединений, составляет q_ГН = 850 кДж/кг;

Т.о.

Q_S = 21924, 025 · 850 = 18635421, 200 кДж/ч = 5176, 506 кВт,

Q_ГН= 17259, 396· 603 = 10407415, 800 кДж/ч = 2890, 949 кВт.

Энтальпия паров сырья при 350 °С I³⁵⁰ = 1050 кДж/кг; абсолютная критическая температура сырья

Т_кр = Т_max + 273 (8.6)

T_max - максимально большая температура на входе в реактор

Т_кр= 400 + 273 = 673 К;

приведённая температура

Т_пр = (Т_з + 273)/Т_кр(8.7)

Т_пр = (350 + 273) / 673 = 0, 926.

Критическое давление сырья вычисляют п о формуле:

Р_кр = 0, 1К · Т_кр/ М_см, (8.6)

Р_кр = 0, 1 · 12, 37 · 673 / 198 = 4, 20 МПа

где К – фактор, характеризующий содержание парафинов в топливе

К = (8.9)

(8.10)

где a – средняя температурная поправка для подсчёта плотности жидких нефтепро- дуктов;

– относительная плотность сырья при 15 ⁰С, г/см³;

– относительная плотность сырья при нормальных условиях ( )

Т_ср = t_ср + 273 = (350 + 377, 5) / 2 + 273 = 636, 75

Тогда Р_пр = Р/Р_кр = 4/4, 20 = 0, 95.

Для найденных значений Т_пр и Р_пр находим изменение энтальпии /2/:

Δ I · M_см /4, 2Т = 4, 19 ( 8.13)

где Δ I – изменение энтальпии в зависимости от температуры;

M_см – молекулярная масса смеси, M_см = 198 (из материального баланса);

Т – температура ГСС на входе в реактор, К.

∆ I = 4, 19 ·4, 2 ·Т_з/М_см (8.14)

Δ I = 4, 19 · 4, 2 · 623 / 198 = 56, 70 кДж/кг.

Энтальпия сырья с поправкой на давление:

I³⁵⁰ = I₃₅₀ - ∆ I (8.15)

I³⁵⁰ = 1050 – 56, 70 = 993, 3 кДж/кг

Теплоёмкость сырья с поправкой на давление:

с_сырья = I/t = 993, 3 / 350 = 2, 838 кДж/(кг · К) (8.16)

Средняя теплоёмкость ЦВСГ по данным ЦЗЛ составляет c_ЦВСГ = 5, 45 кДж/(кг · К).

Средняя теплоёмкость реакционной смеси составит:

с = (с_сырья· G_с + c_ЦВСГ· G_ЦВСГ)/G_см (8.17)

По таблице 6.4 материального баланса стадии смешения ЦВСГ и сырья имеем:

G_с = 291667 кг/ч, G_ЦВСГ = 18365, 104 кг/ч, G_см = 310032, 104 кг/ч.

с = (2, 838 · 291667 + 5, 45 · 18365, 104) / 310032, 104 = 3, 11 кДж/(кг · К)

Определяем количество тепла, поступившее в реактор с газосырьевой смесью:

Q_ГСС= с_сырья· G_см· t₀ = 3, 11 · 310032, 104 · 350 = 337469945 кДж/ч = 93742 кВт

Определяем потери тепла в окружающую среду. Примем, что потери составляют 1% от количества тепла, поступившего в реактор.

Q_потерь = 0, 01 · (Q_ГСС + Q_S + Q_ГН) = 0, 01 · (337469945+18635421, 2+10407415, 8) = = 3665127, 82 кДж/ч = 1023, 788 кВт

Подставив найденные величины в уравнение (8.3) находим температуру на выходе из 1-го реактора.

t = 350 + (18635421, 2+10407415, 8-3665127, 82) / (310032, 104 · 3, 11) = 376, 3 °С

⇐ Предыдущая 2 3 4 5 678 9 10 11 Следующая ⇒