Осушка газа методом абсорбции

Области применения абсорбционных процессов в химической и смежных отраслях промышленности. Виды установок осушки газа с применением гликолей. Контрольно-измерительные приборы и автоматизация процесса. Расчет освещения и общего сопротивления заземления.

Рубрика Производство и технологии
Вид дипломная работа
Язык русский
Дата добавления 04.05.2013
Размер файла 181,7 K

Отправить свою хорошую работу в базу знаний просто. Используйте форму, расположенную ниже

Студенты, аспиранты, молодые ученые, использующие базу знаний в своей учебе и работе, будут вам очень благодарны.

Размещено на http://www.allbest.ru/

Введение

Казахстан обладает огромными запасами природных и особенно энергетических ресурсов. На территории нашей страны есть месторождения нефти и газа которые выводят нас в первую десятку нефтяных стран. В Казахстане также есть крупные запасы угля, урана, золота и других ценных минералов. У нас большой потенциал использования солнечной и ветровой энергии. Аналогичным образом отсутствует необходимых коммуникаций для экспорта нефти и газа на международные рынки резко уменьшая нашу возможность получать большие средства для реализации наших планов развития. Стратегия использования ресурсов будет включать в себе следующее: мы заключим долгосрочные партнерство с главным между народными нефтяными компаниями, привлечение лучших международных технологий и крупного капитала, чтобы быстро и эффективно использовать наши запасы. Мы ищем партнерство на долгосрочную перспективу чьи задачи совпадают с нашими. В использовании наших природных ресурсов и отвечающих интересам Казахстана, создание системы трубопроводов для экспорта нефти и газа. Только большое количество независимых экспортных маршрутов может предотвратить нашу зависимость от одного соседа и монопольную ценовую зависимость от одного потребителя. Наша стратегия по использованию топливных ресурсов направлена на привлечение интересов крупных стран мирового сообщества к Казахстану и его роли в качестве мирового поставщика топлива.

В этом случае компании и страны которые будут инвестировать в развитие нашего нефтегазового бизнеса включает США, Россию, Китай, Японию, государства Западной Европы. Экономические интересы этих стран и компаний в экспорте наших ресурсов на регулярной и стабильной основе будут способствовать развитию независимого и процветающего Казахстана [1].

Большинство из нефтегазовых месторождений открыты в западном регионе Казахстана и Прикаспийского бассейна - Тенгиз, Кашаган, Карачаганак и другие. Открытое в 1979 г., Тенгизское месторождение находится на юге обширного Прикаспийского бассейна. Тенгизское месторождение - одно из крупнейших и глубоких из открытых в мире за последние 15 лет. По расчетам на данный момент оно содержит более 3 млрд. тонн (23,6 млрд. бареллей) нефти в пласте. Кроме того, 1800 м3 (64 трилл. куб. футов) попутного газа, что позволяет назвать Тенгиз «жемчужиной» Казахстана.

В отличие от многих стран Казахстан для развития многих отраслей нефтехимической промышленности располагает собственной сырьевой базой, включая природные и попутные газы, газообразные и жидкие углеводороды, получаемые при разгонке, крекинге нефти и т.д.

Отечественная газопереработка реализована, в основном, в варианте извлечения углеводородов С1-С4 и элементарной серы. Однако углеводородный газ требует особого внимания как огромный источник углеводородного сырья, способный качественно повысить эффективность народно-хозяйственного комплекса.

Высокая эффективность применения нефтяного газа в процессах, нефтехимического и органического синтеза активно направляет работы по совершенствованию техники промысловой и заводской переработки минерального сырья.

Углеводородная схема нефтехимического производства способна в более сжатые сроки и с меньшими затратами реализовать программу удовлетворения потребности в базовых полиолефинах (полимеры и сополимеры этилена и пропилена) и других производные С2 и С3.

Нефтяные газы, безусловно, представляют интерес как дополнительный источник энергии для обеспечения возрастающей потребности народного хозяйства Республики в топливах и нефтехимическом сырье.

Существующие в настоящее время некоторые из газоперерабатывающих заводов находятся в состоянии физической и моральной устарелости и требует коренной модернизации. Повышение качества и производительности переработки углеводородных газов - необходимое условие тенденции мировой нефте- и газоперерабатывающей промышленности.

Настоящий дипломный проект посвящается возможности решения одной из проблем, имеющих важное и актуальное значение в мировой нефтеперерабатывающей промышленности. Данное решение заключает в себе такие направления, как улучшение функционирования и увеличение производительности установок газоперерабатывающего завода РК, что обеспечит наиболее высокий экономический результат производства.

1. Литературный обзор

1.1 История развития проектируемого процесса

Осушка заводских газов требуется не всегда. Как правило, ее применяют в тех случаях, когда газ подвергается последующей низкотемпературной ректификации или направляется непосредственно для каталитической переработке на установку чувствительным к влаге катализаторам.

При низких температурах ректификации (до -1000С) водный конденсат будет выпадать даже при небольшой влажности газа. Так для одного образца углеводородного газа, находящегося под давлением 7атм., при содержании воды 2г/м3 точка росы была около 140С, а при содержании воды 0,17г/м3 - всего -200С, т.е. при температурах ниже -200С, газ должен был содержать влаги менее 0,17г/м3. Повышение давления также вызывает необходимость более глубокой осушки, так как способствует повышению точки росы, например для того газа при увеличении абсолютного давления с 7 до 35 атм., точка росы повышается с 14 до 390С, а при температуре 140С и абсолютном давлении 35атм. максимально допустимое влагосодержание составляет всего 0,5г/м3.

Степень осушки газа определяется не только возможностью конденсации воды, но и образованием гидратов газа. Гидраты представляют собой комплексные соединения молекул газа с водой. Известны гидраты метана СН4•6Н2О, этана С2Н6•6Н2О и другие.

По внешнему виду гидраты - объемистые кристаллические образования, в зависимости от состава белые или прозрачные как лед. Гидраты нестабильны и при изменении температуры или давления легко разлагаются на газ и воду.

Характерно, что гидраты способны образовывать только при повышенных давлениях и при температуре выше нуля, причем более тяжелые углеводороды образуют гидраты легче, чем низкомолекулярные. Так, метан способен образовывать гидрат при температуре 15,50С и давлении 100атм., этан при этой же температуре образует гидрат под давлением всего около 25атм. Гидраты могут существовать только при наличии избыточной влаги в газе, т.е. когда парциальное давление паров воды в газовой фазе больше давления паров гидрата.

Таким образом, содержание в газе влаги должно соответствовать такой точке росы, при которой давление насыщенного водяного пара меньше давления паров гидрата при температуре среды. Нефтезаводские газы осушают при помощи жидких и твердых реагентов.

Наиболее распространенными из жидких осушителей являются этиленгликоли - ди- и триэтиленгликоли, представляющие собой двух атомные спирты. Диэтиленгликоль С2Н4(ОН)-О-С2Н4(ОН)- бесцветная жидкость с температурой кипения 244,50С, плотностью Р420=1,117 и температурой замерзания -650С, он полностью растворим в воде конкретным примером использования процесса осушки газа диэтиленгликолем являются соответствующие инсталляции на установках каталитического риформинга. Концентрация диэтиленгликоля в растворе составляет 95-97%. Циркулирующий водородсодержащий газ очищают от сероводорода моноэтаноламином и затем осушают диэтиленгликолем. Сероводород и влага поглощаются под давлением циркуляционного газа.

Однако в основном диэтиленгликоль в качестве обезвоживающего агента применяют при осушке природных газов. Иногда проводят совместное обезвоживание и очистку от сероводорода смешанными растворами этаноламинов и диэтиленгликоля. Обязательно предварительная осушка газов пиролиза, которые подвергаются низкотемпературной ректификации, однако жидкие поглотители при обработке газа в условиях температур 20-250С не могут снизить точку росы газа ниже -150С. Для более полного удаления влаги используют адсорбенты.

Иногда применяются комбинированная осушка газа. Вначале жидким поглотителем, а затем твердыми адсорбентом. В качестве адсорбентов применяют окись алюминия, а также низкомолекулярные сита. Сопоставление молекулярных сит с другими видами адсорбентов показало их несомненное преимущества. По глубине осушки молекулярные сита превосходят другие виды адсорбентов примерно в 3 раза. Правильный выбор диаметра под адсорбента позволяет достигнуть высокой селективности в поглощении влаги. Молекулярные сита обладают избирательными свойствами по отношению к полярным соединениям, в частности к воде.

Конечное содержание влаги в газе может составлять менее 0,001%, и точка рос газов составляет от 75 до -1000С, из других достоинств молекулярных сит следует назвать из значительную адсорбционную емкость, которая позволяет увеличить цикл работы адсорбента или обеспечивает повышенную пропускную способность адсорбера.

Показано преимущества молекулярных сит перед окисью алюминия приметительно к осушке циркуляционного газа риформинга. На одной из установок риформинга количество влаги в водородсодержащем газе было доведено до 1•10-4% осушка адсорбентами газов содержащих непредельные углеводороды, осложняется возможностью частичной полимеризации этих компонентов. Применительно к пиро-газу исключительно большое значение имеет предварительное отделение углеводородов С4 и С5, состоящих частично из полиолефинов, которые наиболее легко полимеризуются. Содержание в пирогазе 3-5 мас.% углеводородов С5 приводит к быстрой потере активности адсорбента при снижении температуры адсорбции полимеризация ослабляется и срок службы адсорбента увеличивается. Значительные затруднения в процессе осушки газа риформинга вызывает наличие в нем следов кислотных компонентов, быстро дезактивирующих адсорбент.

Для предотвращения этого давления был разработан специальный тип кислотоупорных молекулярных сит при использовании твердого осушителя его погружают в вертикальные колонны-адсорберы [2].

При изучении процессов осушки газов мы уже встречались с термином абсорбция, под которым понимается поглощение газов или паров из газовых смесей жидкими поглотителями, называемыми абсорентами.

Процесс абсорбции является избирательным и обратимым. Каждый абсорбент обладает способностью поглощать одни компоненты газовой смеси, тогда как другие поглощаются незначительно или вовсе не поглощаются, движущей силой процесса абсорбции является различенные в парциальном давлении поглощаемого компонента в газе и жидкости.

Чем больше разность парциальных давлений компонента в газе и жидкости, тем интенсивнее поглощение. При уменьшении этой разности поглощение компонента идет менее интенсивно и совсем прекращается, когда парциальное давление компонента в газе и жидкости станут одинаковыми и между фазами установится состояние термодинамического равновесия.

Если же парциальное давление компонента в жидкой фазе больше, чем в газовой, то происходит процесс, обратный абсорбции. При абсорбции поглощенный компонент переходит из жидкой фазы в паровую.

Процесс абсорбции широко применяется в химической, нефтеперерабатывающей и нефтехимической промышленности, в газовой промышленности он используется при разделении, осушке углеводородных газов. Абсорбционный способ извлечения из нефтяных и природных газов газового бензина, а также пропана и бутанов - один из самых распространенных и экономичных [3].

Газы нефтяных месторождений называются попутными нефтяными газами. Эти газы растворены в нефти и выделяются из нее при выходе на поверхность. Состав нефтяных попутных газов резко отличается от сухих значительным содержанием этана, пропана, бутанов и высших углеводородов (в сумме до 50%).

Поэтому они получили название жирных, или богатых газов. Из этих газов получается самый легкий газовый бензин, который является необходимой добавкой и товарным бензином, а также сжатые жидкие газы в качестве горючего. Этан, пропан и бутаны после разделения служат исходным сырьем для нефтехимической промышленности.

По мере роста использования и развития химической технологии переработки углеводородного сырья увеличивается и доля сернистых и высокосернистых нефти в общей их добыче и переработке, и это явилось общей тенденцией мирового развития. Переработка их - одна из важнейших проблем нефтяной промышленности.

1.2 Теоретические основы проектируемого процесса

Абсорбцией называют процесс поглощения газа жидким поглотителем, в котором газ растворим в той или иной степени. Принцип очистки состоит в том, что при невысоких температурах происходит поглощение воды с образованием нестойкого химического соединения, а при повышении температуры раствора это соединение разлагается и абсорбент при этом регенерируется. Обратный процесс - выделение растворенной воды из раствора - носит название десорбции.

В абсорбционных процессах (абсорбция, десорбция) участвуют две фазы - жидкая и газовая и происходит переход вещества из газовой фазы в жидкую (при абсорбции) или, наоборот, из жидкой фазы в газовую (при десорбции). Таким образом, абсорбционные процессы являются одним из видов процессов массопередачи.

На практике абсорбции подвергают большей частью не отдельные газы, а газовые смеси, составные части которых (одна или несколько) могут поглощаться данным поглотителем в заметных количествах. Эти составные части называют абсорбируемыми компонентами или просто компонентами, а непоглощаемые составные части - инертным газом.

Жидкая фаза состоит из поглотителя и абсорбированного компонента. Во многих случаях поглотитель представляет собой раствор активного компонента, вступающего в химическую реакцию с абсорбируемым компонентом; при этом вещество, в котором растворен активный компонент, будем называть растворителем.

Инертный газ и поглотитель являются носителями компонента соответственно в газовой и жидкой фазах. При физической абсорбции инертный газ и поглотитель не расходуются и не участвуют в процессах перехода компонента из одной фазы в другую. При хемосорбции поглотитель может химически взаимодействовать с компонентом.

Протекание абсорбционных процессов характеризуется их статикой и кинетикой.

Статика абсорбции, т. е. равновесие между жидкой и газовой фазами, определяет состояние, которое устанавливается при весьма продолжительном соприкосновении фаз. Равновесие между фазами определяется термодинамическими свойствами компонента и поглотителя и зависит от состава одной из фаз, температуры и давления.

Кинетика абсорбции, т. е. скорость процесса массообмена, определяется движущей силой процесса (т. е. степенью отклонения системы от равновесного состояния), свойствами поглотителя, компонента и инертного газа, а также способом соприкосновения фаз (устройством абсорбционного аппарата и гидродинамическим режимом его работы). В абсорбционных аппаратах движущая сила, как правило, изменяется по их длине и зависит от характера взаимного движения фаз (противоток, прямоток, перекрестный ток и т. д.). При этом возможно осуществление непрерывного или ступенчатого контакта. В абсорберах с непрерывным контактом характер движения фаз не меняется по длине аппарата и изменение движущей силы происходит непрерывно. Абсорберы со ступенчатым контактом состоят из нескольких ступеней, последовательно соединенных по газу и жидкости, причем при переходе из ступени в ступень происходит скачкообразное изменение движений силы.

Различают физическую абсорбцию и хемосорбцию. При физической абсорбции растворение газа не сопровождается химической реакцией (или, по крайней мере, эта реакция не оказывает заметного влияния на процесс). В данном случае над раствором существует более или менее значительное равновесное давление компонента и поглощение последнего происходит лишь до тех пор, пока его парциальное давление в газовой фазе выше равновесного давления над раствором. Полное извлечение компонента из газа при этом возможно только при противотоке и подаче в абсорбер чистого поглотителя, не содержащего компонента.

При хемосорбции (абсорбция, сопровождаемая химической реакцией) абсорбируемый компонент связывается в жидкой фазе в виде химического соединения. При необратимой реакции равновесное давление компонента над раствором ничтожно мало и возможно полное его поглощение. При обратимой реакции над раствором существует заметное давление компонента, хотя и меньшее, чем при физической абсорбции.

Промышленное проведение абсорбции может сочетаться или не сочетаться с десорбцией. Если десорбцию не производят, поглотитель используется однократно. При этом в результате абсорбции получают готовый продукт, полупродукт или, если абсорбция проводится с целью санитарной очистки газов, отбросный раствор, сливаемый (после обезвреживания) в канализацию.

Сочетание абсорбции с десорбцией позволяет многократно использовать поглотитель и выделять абсорбированный компонент в чистом виде. Для этого раствор после абсорбера направляют на десорбцию, где происходит выделение компонента, а регенерированный (освобожденный от компонента) раствор вновь возвращают на абсорбцию. При такой схеме (круговой процесс) поглотитель не расходуется, если не считать некоторых его потерь, и все время циркулирует через систему - абсорбер -- десорбер -- абсорбер.

В некоторых случаях (при наличии малоценного поглотителя) в процессе проведения десорбции отказываются от многократного применения поглотителя. При этом регенерированный в десорбере поглотитель сбрасывают в канализацию, а в абсорбер подают свежий поглотитель.

Условия, благоприятные для десорбции, противоположны условиям, способствующим абсорбции. Для осуществления десорбции над раствором должно быть заметное давление компонента, чтобы он мог выделяться в газовую фазу. Поглотители, абсорбция в которых сопровождается необратимой химической реакцией, не поддаются регенерации путем десорбции. Регенерацию таких поглотителей можно производить химическим методом.

Области применения абсорбционных процессов в химической и смежных отраслях промышленности весьма обширны. Некоторые из этих областей указаны ниже:

1. Получение готового продукта путем поглощения газа жидкостью. Примерами могут служить: абсорбция S03 в производстве серной кислоты; абсорбция НCl с получением соляной кислоты; абсорбция окислов азота водой (производство азотной кислоты) или щелочными растворами (получение нитратов) и т. д. При этом абсорбция проводится без последующей десорбции.

2. Разделение газовых смесей для выделения одного или нескольких ценных компонентов смеси. В этом случае применяемый поглотитель должен обладать возможно большей поглотительной способностью по отношению к извлекаемому компоненту и возможно меньшей по отношению к другим составным частям газовой смеси (избирательная, или селективная, абсорбция). При этом абсорбцию обычно сочетают с десорбцией в круговом процессе. В качестве примеров можно привести абсорбцию бензола из коксового газа, абсорбцию ацетилена из газов крекинга или пиролиза природного газа, абсорбцию бутадиена из контактного газа после разложения этилового спирта и т. п.

3. Очистка газа от примесей вредных компонентов. Такая очистка осуществляется прежде всего с целью удаления кислых компонентов, состоящих в основном из сернистых соединений.

Коэффициенты массоотдачи определяют косвенными методами. Поэтому возникает вопрос: могут ли коэффициенты массоотдачи, найденные в некоторых «стандартных» условиях (например, при испарении чистой жидкости или при абсорбции плохо растворимого газа), служить основой для определения коэффициентов массопередачи в сложном процессе, когда играют роль сопротивления обеих фаз?

Прежде всего в «стандартные» коэффициенты массоотдачи должны быть внесены поправки, учитывающие различие в коэффициентах диффузии. Вычисленные по исправленным «стандартным» коэффициентам массоотдачи значения Кг сравниваются с опытными. Такое сравнение (проверка аддитивности) и дает ответ на поставленный вопрос.

Опыты показывают, что большей частью при указанном сравнении получается положительный ответ. Расхождения, обнаруженные в некоторых исследованиях, объясняются протеканием не учитываемой химической реакции, изменением активной поверхности контакта в насадочных колоннах при переходе от «стандартных» систем к исследуемому процессу или изменением условий перемешивания на барботажных тарелках.

Некоторые авторы пользуются только коэффициентами массопередачи, отказываясь от применения коэффициентов массоотдачи на том основании, что условия на границе раздела фаз не поддаются непосредственному измерению. Отказом от пользования коэффициентами массоотдачи предполагается избежать трудностей, связанных с косвенным определением этих коэффициентов по экспериментальным значениям коэффициентов массопередачи. Однако надо отметить, что уравнение массоотдачи является математическим выражением физического процесса, обусловленного существованием внутри фазы градиента концентраций. Уравнение же массопередачи, основанное на фиктивной концентрации у* (или х*), само по себе не выражает никакого физического процесса и используется как упрощающий расчетный прием. Это уравнение может быть получено лишь из уравнений массоотдачи и условий на границе раздела фаз. Если отказаться от рассмотрения этих условий, то нельзя получить уравнение массопередачи и оно становится чисто эмпирическим, причем Кг можно выразить в виде эмпирической функции соответствующих переменных, например Kr = f (Rer, Reж). Эту эмпирическую функцию можно найти лишь для какой-либо конкретной системы газ - жидкость и нельзя распространять на другие системы.

Такой путь менее плодотворен, чем получение обобщенных зависимостей на основе коэффициентов массоотдачи. Поэтому мы считаем допустимым применение зависимостей типа Kr = f (Rer, Reж) лишь в тех случаях, когда из-за недостатка экспериментального материала не могут быть найдены соответствующие зависимости для коэффициентов массоотдачи.

Протекание химической реакции в процессе абсорбции оказывает влияние как на равновесие между фазами, так и на кинетику абсорбции. В этом случае кинетика абсорбции определяется не только скоростью массообмена, но и кинетическими закономерностями реакции.

При протекании в жидкой фазе реакции между растворенным газообразным компонентом и поглотителем (или его активной составляющей) часть компонента переходит в связанное состояние и концентрация свободного компонента в жидкости понижается. Такое понижение приводит к увеличению концентрационного градиента и ускорению абсорбции в жидкой фазе по сравнению с физической абсорбцией. Это ускорение тем больше, чем выше скорость химической реакции, т. е. чем быстрее растворенные молекулы компонента переходят в связанное состояние.

Ускорение абсорбции при протекании химической реакции в жидкой фазе может быть учтено: увеличением коэффициента массоотдачи в жидкой фазе, если принимать движущую силу такой же, как при физической абсорбции; увеличением движущей силы, если принимать коэффициент массоотдачи таким же, как при физической абсорбции.

2. Технологический раздел

2.1 Выбор метода производства

Вода является нежелательной примесью в углеводородных газах. В процессе переработки при сжатии или охлаждении газа, при наличии воды усиливается коррозия оборудования, образуются кристаллогидраты, забиваются трубопроводы и аппараты. Допустимое содержание влаги определяется технологией переработки газа и устанавливается отдельно в каждом случае.

Промышленные процессы осушки газов можно разделить на три группы: абсорбция гигроскопическими жидкостями, конденсация и вымораживание путем сжатия или охлаждения. Выбор метода осушки зависит от условий дальнейшей переработки углеводородного газа.

Вымораживание влаги из газовой смеси сочетают обычно с утилизацией холода технологического потока. Критерием эффективности осушки газа является точка росы, температура, до которой необходимо охладить газ при данном давлении, чтобы наступило его насыщение водяным паром или началась конденсация воды. Имеются графики, позволяющие определять точку росы исходного газа при разных давлениях вычислять количество воды, конденсирующейся по мере понижения температуры. Чем выше давления газа и больше его плотность, тем выше температура образования гидратов.

Зависимость давления водяного пара над осушительными растворами от температуры меняется примерно по тому же закону, как и над чистой водой. По этому эффективность любого осушенного газа и температурой контактирования. Эту величину называют депрессией точки росы. В широком интервале температур и давлений она остается постоянной для данных условий осушки, типа поглотителя, его концентрации интенсивности абсорбции.

Абсорбционные методы обычно применяют при депрессии точки росы 22-280С для сравнительного больших объемов газа при высокой давлении. Осушка на твердых поглотителях экономика при глубоком удалении влаги, до депрессии точки росы. Более 450С и на установках невысокой производительности, где важным является простота схемы и эксплуатации. Иногда применяют комбинированные технологические схемы осушки газа [4].

2.2 Выбор места строительства

На выбор места строительства нефтеперерабатывающего завода обычно влияют несколько факторов, основным из которых является потребность близлежащих районов в нефтепродукта. В данном случае местонахождение газоперерабатывающего завода определяется наличием сырья.

Данную установку осушки газа можно расположить в Жана-Узеньском газоперерабатывающем заводе.

Выбор места строительства объясняется следующими фактами:

- в данном газоперерабатывающем заводе не имеется установки осушки газа с применением триэтиленгликоля.

- месторождения Мангистауской нефти, который содержит попутный газ находится в той же области, что и газоперерабатывающий завод, т.е. расположены друг к другу. Обеспеченностью квалифицированной рабочей силой, поскольку завод функционирует довольно давно - ростом потребности данного экономического района в осушенном газе

- обеспеченностью развитой инфраструктурой, коммуникацией и обеспеченностью водным ресурсами таким образом место строительства предполагаемой установки обоснован как с технической точки зрения.

2.3 Характеристика сырья, готовой продукции

Таблица 1 - Характеристика сырья, готовой продукции

Наименование потоков

Показатели

Допустимые пределы

Увлажненная парогазовая смесь

Содержание газа % (масс)

изо

изо

и выше

1,1

3,8

21,2

28,0

29,58

3,2

5,4

1,5

2,0

2,0

Сухой отбензиненный газ

Состав газа

% (масс)

изо

изо

Содержание влаги

% (масс)

2,2

7,6

35,9

32,6

17,2

1,2

2,5

0,4

0,4

>0,001

Свежей раствор гликоля

Плотность при

Молекулярная масса.

Температура кипения.

Температура начало разложения

150,17

2.4 Технологическая схема и нормы технологического режима

Установки осушки газа с применением гликолей бывают двух разновидностей, при абсорбционной осушке газа три этиленгликолем (ТЭГ) влажный газ поступает в нижнюю скруберную часть абсорбера К-1, где освобождается от взвешенных частиц углеводородного конденсата и воды. Затем проходит по центральной трубе глухой тарелки и контактирует со стекающем сверху водным раствором поглотителя ТЭГ. На барботажных тарелках, число которых в зависимости от конструкции абсорбера может быть от 5 до 12, газ поднимается от тарелки к тарелке, осушается и поступает в верхнюю скруберную часть колонны, где задерживаются унесенные потоком капли поглотителя. Сверху абсорбера выходит осушенный га и направляется по назначению. По мере стекания вниз. Раствор поглотителя все более насыщается водой, собирается на глухой (вытяжной) тарелке и выводится из колонны на следующую стадию- регенерацию. На выходе из абсорбера насыщенный абсорбент последовательно проходит теплообменник, выветриватель, в котором из него выделяется поглощенные газы, второй теплообменник и при температуре, близко к температуре кипения, поступает в от парную колонну К-2 водяные пары из раствора поглотителя отгоняются, газы и пары воды, выделившиеся из раствора сверху колонны выбрасывают в атмосферу. Иногда водяные пары конденсируют и затем подают в верхнюю тарелку в качестве холодного орошения. Отпорная колонна имеет 10-16 ректификационных тарелок калпачкового или клапанного типа и одну глухую тарелку, монтируемую на 0,6-1,0м ниже нижней ректификационной тарелки. Собирающийся на глухой тарелке абсорбент проходит самотеком через выносной кипятильных (ребойлер) 5 и сливается в нижнюю часть колонны. В кипятильнике раствор поглотителя подогревается водяным паром или другим теплоносителем. Для лучшего теплообмена в кипятильнике вход абсорбента предусмотрен внизу, а выход наверху. Таким образом, кипятильник всегда залит поглотителем и вся масса циркулирующего абсорбента проходит через него снизу вверх. Собирающийся в нижней части десорбера регенерированный поглотитель проходит, через теплообменник, где отдает теплоту насыщенному поглотителю, холодильник Х-6 и поступает в промежуточную емкость Е-7, откуда насосом подается на орошение абсорбера. Абсорбер работает под тем же давлением, под которым газ подается на установку осушки. Отпорная колонна, как правило, работает под атмосферным или несколько большим давлением. На некоторых установка поглотитель регенерируют под вакуумом [5].

Таблица 2 - Нормы технологического режима

Режим-1

Режим-2

Температура, К

BK - 1

BT -

Верха К - 2

Низа К - 2 В

Давление, МПа

ВК - 1

ВК - 2

298

323

340

403

418

5

0,026

2.5 Материальный баланс установки

Данные расчета материального баланса состава газовой смеси сводим таблицу3.

Таблица 3 - Расчет состава очищенного газа

Компонент

Мольная масса

Количество м3/ч

Мольные доли

рiyi

Количество кг/ч

Массовая доля

Метан

16

370650

0,7413

11,86

2646831

0,5150509

Этан

30

49537,5

0,09975

2,97

66280,5

0,1289

Пропан

44

37900

0,0758

3,34

71435,6

0,1448

изо-Бутан

58

41575

0,083125

4,86

108479,1

0,2112

Сероводород

34

6

0,000012

0

9

0,0000184

Углекислый газ

44

6,5

0,000013

0

13

0,0000307

Всего

-

5000000

1,0

23

513897

1,0

Давление Р=5мПа

Точка росы Т=263К

Содержание триэтиленгликоля в свежем растворе х1=0,98

2.5.1 Влагосодержание газа

Температура подачи влажного газа Т=3160С. Точка росы влажного газа до контакта с ТЭГ

t`p=tp+?t, (1)

где ?t=170С - понижение точки росы

начальное содержание влаги газа при tс=450С и Р=5мПа равно Сн=250•10-5кг/м3

Конечное при температуре Т=263К и давлении Р=5мПа равно Ск=23•10-5кг/м3

2.5.2 Количество триэтиленгликоль (ТЭГ)

Количество свежего раствора, подаваемого в колонну

Gгл=Gвл.п•x2/x1-x2

где Gвл.п - количество поглащаемой влаги, кг/ч

х1 и х2 - концентрация ТЭГ в свежем и насыщенном растворе

Gвл.п=(Сн-Ск)•V,

где V - объемное количество углеводородного сырья

V=22,4•G(tс+273)•0,1•z / Mг•273•P

где G=513897кг/ч

z - коэффициент сжимаемости газа

z=f(Тпр, Рпр)

где Тпр - приведенная температура

Рпр - приведенное давление

Расчет критических параметров газовой смеси приводим в таблицу 4

Таблица 4 - Расчет критических параметров

Компонент

Мольные доли

Критические параметры

Псевдокритические параметры

Ткр

Ркр

Тпс. кр=Y`•Ткр

Рпс. кр=Y`•Ркр

Метан

0,7414

190,5

4,6

14,13

3,4

Этан

0,099

305,4

4,9

30,2

0,48

Пропан

0,0758

369,8

4,25

28,0

0,32

И-Бутан

0,0838

425,2

3,8

35,6

0,32

Сероводород

0,0000126

373,6

9,0

0

0

Углекислый газ

0,0000113

304,2

7,4

0

0

Всего

1,0

-

235

4,5

Тпр=300/235=1,28

Рпр=5/4,5=1,02

По графику при Тпр=1,28 и Рпр=1,02 коэффициент сжимаемости z=0,95

V=22,4•5000000(43+273)•0,1•106•0,95 / 23•273•5•106=35550м3/ч

Gвл.п=(250-23)•10-5• 35550=80,6кг/ч

Концентрация ТЭГ в насыщенном растворе принимаем х2=0,97 количество свежего раствора

Gгл=80,6•0,97/0,98-0,97=7818,2кг/ч

Vгл= Gгл/с

Vгл= 7818,2/1150=6,7 м3/ч

Материальный баланс абсорбера количество увлажненного газового сырья

Gy=G+Gн•V

Gy=513897+250•10-5•35550=513985,8кг/ч

Количество осушенного газового сырья

Gо= Gy - Gвл.п -Gр.у

где цр.у=Мг•Р•273 / 22,4•(t+273) •0,1•z

цр.у=23•5•273 / 22,4•(43+273) •0,1•0,95=14,2кг/ч

Gр.у=2,5•14,2•4,3=153,7кг/ч

Равновесная потеря гликоля при 430С и Р=5,0мПа по графику равны

?ц=5,8•10-3кг/(м3•103)

Количество теряемого гликоля

dгл=?ц•V/103

dгл=5,8•10-3•35550/103=0,2кг/ч

С10=513985,8-80,6+15,37-0,2=514058,7

Количество насыщенного раствора гликоля

Gгл.п= Gгл - Gвл.п +Gр.у- dгл

Gгл.п=7818,2-80,6+153,7+0,2=7891,1

Таблица 5 - Материальный баланс процесса осушки

Наименование потоков

Массовые, %

кг/ч

Поступило:

Увлажненная парогазовая смесь

Свежий раствор гликоля

Итого

Получено:

Осушенная газовая смесь

Насыщенный раствор гликоля

Итого

98,5

1,5

100

98,4

1,6

100

513897

7818,2

521715,2

514058,7

7891,1

521715,2

Содержание ТЭГ в насыщенном растворе:

х2р=0,98•7818,2/7891,1=0,97

2.6 Технологические расчеты

2.6.1 Тепловой баланс абсорбера

Таблица 6 - Тепловой баланс абсорбера

Компонент

Количество, кг/ч

Массовые доли

Теплокоемкость кДж/кг

yiCp

Метан

264683,1

0,5151

2,23

1,15

Этан

66280,5

0,1289

1,76

0,22

Пропан

71435,6

0,1448

1,68

0,24

И-Бутан

108479,1

0,2112

1,69

0,36

Сероводород

9

0,0000184

0,98

0,000018

Углекислый газ

13

0,0000307

2,75

0,000084

Вода

0,0001089

9,78

0,0106

Всего

500000

1,0

-

1,98

Поправка теплоемкости на давление в аппарате рассчитывается по формуле

?Ср=R/M(?С0р+w•?С`р)

где R - универсальная газовая постоянная

w•- фактор акцентичности

?С`р, ?С0р - функция, учитывающая влияния давления

Таблица 7

Компонент

Мi

Количество

yi

мольные доли

wi

yi- wi

кг/ч

кмоль/ч

Метан

16

264683,1

16542,6

0,7414

0,0104

0,0077

Этан

30

66280,5

2209,35

0,099

0,0986

0,0098

Пропан

44

71435,6

1623,54

0,0758

0,1524

0,0115

И-Бутан

58

108479,1

1870,3

0,0838

0,201

0,0168

Сероводород

34

9

0,27

0,0000126

0,1

0

Углекислый газ

44

13

0,3

0,0000113

0,23

0

Вода

18

56

3,12

0,35

0

Всего

-

500000

22249,48

1,0

-

0,0458

Расчет фактора ацентричности

Cp=8,315/2,3(-0,25+0,00458(-0,29))=-0,1кДж/кг0С

Ср=1,98-(-0,1)=2,08кДж/кг0С

Таблица 8 - Тепловой баланс абсорбера

Наименование потоков

Т0, С

Количество кг/ч

Теплоемкость кДж/г

Количество тепла кВт

Поступило:

Газовое сырье

Раствор ТЭГ

Тепло конденсации воды

Тепло растворения воды

Тепло растворения углеводородов

Итого

Получено:

Осушенный газ

Насыщенный раствор ТЭГ

Итого

43

43

-

-

-

43

513985

7818,2

80,6

80,6

-

544058,7

-

2,08

2,38

2424

135,2

-

2,08

-

8092

141

34,4

1,9

14,9

8284,2

8087,8

196,4

8284,2

Температура насыщенного абсорбента определяется по формуле:

Средняя температура в абсорбере

Т`=(43+39)/2=314K

2.6.2 Число теоретических тарелок

Число теоретических определяем графически координаты точек оперативности линии на входе раствора и выходе осушенного газа

На выходе раствора и входе газа

Мгл.н=У106,1•0,84+18•0,05+16•0,664+30•0,023+44•0,012+58•0,008=92,7

Таблица 9 - Расчет координат линии равновесия

Массовые доли, xi

Мср

Рi, Па

Xi мольные концентрации

yi

0,01

101

70

0,056

0,000047

0,02

96,6

90

0,107

0,00013

0,03

92,5

400

0,154

0,00027

0,05

85,3

640

0,236

0,00044

0,1

71,2

1050

0,395

0,0007

yi

xi

Рисунок 1 - График определения числа теоретических тарелок

По графику число теоретических тарелок равно Nm=2 принимаем к.п.д. тарелки nm=0,15 тогда число действительных тарелок

Nд= Nm/ nm

Nд=2/0,15=13

2.6.3 Размеры абсорбера

Диаметр абсорбера определяем по формуле:

,

где, Gгл.н - расход насыщенного абсорбента;

К0 = 0,25 - коэффициент;

С = 480 - коэффициент для абсорбера в зависимости от расстояния между тарелками;

Gy - расход газа;

- плотность жидкости или пара.

Gгл.н=7891,1/3600=2,2кг/с

Принимаем ближайший диаметр по ГОСТу равный 5000мм

Рабочая высота аппарата Нр=h1+h2+h3

где h1 - высота нижней камеры аппарата

h2 - высота занятая тарелками

h3 - высота верхней камеры аппарата принимаем высоту нижней камеры h1=5м

h2= (Nд -1) hm

hm=0,6 расстояние между тарелками

h2= (13 -1) 0,6=7,2м

Высоту верхней камеры принимаем h3=5м

Тогда общая высота 17,2м

Нр=5+7,2+5=17,2м

Плотность газа:

Плотность жидкости: ж = 1020 кг /м3.

2.6.4 Расчет основных конструктивных размеров вспомогательного аппарата

Тепловую нагрузку аппарата определяют, составляя тепловой баланс абсорбера:

Q=G1(It1-It2)n=G2(It3-It4)

Где Q - тепловая нагрузка аппарата,

G1, G2 - количество горячего и холодного теплоносителя, кг/ч

It1, It2 - энтальпия горячего теплоносителя при температурах входа и выхода из аппарата, кДж/кг;

n - к.п.д. теплообменника, практически равен 0,95-0,97

It3, It4 - энтальпия холодного теплоносителя при температурах входа и выхода из аппарата, кДж/кг;

Энтальпию потоков находят из приложений 28, 29 [6]

G1(10,76-5,8)0,95=G2(6,5-3,2)

G1(10,76-5,8)0,95=1721660,1

G1=366310,65кг/ч

отсюда,

Q=1721660,1 кДж/ч

Поверхность теплообмена определяют из уравнения теплопередачи.

Q=K•F•tср,

отсюда,

F=Q/K•tcp,

где,

F-поверхность теплообмена, м2

K-коэффициент теплопередачи, кДж/(м2•ч •град)

Tcp-средняя логарифмическая разность температур, К

Коэффициент теплопередачи К принимаем на основании практических данных равным 125 Вт/ м2•К

Средняя разность температур в случае противотока выражается уравнением

?Тв, ?Тн - высшая и низшая разности температур между потоками у концов теплообменника, К

Схема теплообмена следующая:

Т1=353К горячий поток Т2=323К

Т3=318К горячий поток Т4=298К

F=1721660,1/125•24,7=557,6м2

По полученным результатам выбираем кожухо-трубчатый теплообменник с плавающей головкой, имеющий следующие размеры:

Dкожуха=1,4м

dтруб=0,025•0,002м

hтруб=6м

Hаппарата=6м

Число ходов =4

Площадь самого узкого сечения в межтрубном пространстве =0,153м2

Dкожуха - диаметр кожуха, м

Hаппарата - высота всего аппарата,м

Hтруб - длина труб, м

Dтруб - диаметр труб, м [6]

2.7 Механический расчет

Основные размеры колонных аппаратов определяют на основании технологических и гидродинамических расчетов

Расчет ветрового момента

Разбиваем колонну по высоте на два расчетных участка тогда равнодействующие ветровых нагрузок на эти участки будут:

Рх=В•с•q•H•D

где В•- коэффициент увеличения скоростного напора ветра за счет динамического воздействия вызванного порывами ветра:

В=1,64

с - аэродинамический коэффициент обтекания (для круглых аппаратов с=0,6)

q - значение ветрового напора по высоте

D - наружный диаметр колонны

H- высота расчетного участка

Р1=В•с•q1•H1•D= 1,64•0,6•350•10•5=17220Н

Р2=В•с•q2•H2•D= 1,64•0,6•470•7,2•5=16650Н

Равнодействующая нагрузок на площадки

Р`=В•с•`q`•F

с`=c•ц=1,4•0,36=0,5 приведенный аэродинамический коэффициент

F - площадь вертикальной проекции

Р`1=В•с`•q1• F1= 1,64•0,5•490•14=5620Н

Р`2=В•с`•q2• F2= 1,64•0,5•525•14=6030Н

У основания колонны ветровой момент

М=Р1h1+P2h2+ Р`1h`1+P`2h`2=17220•5+16650•15+5620•10+6030•15=0,48•106н•м

Расчет сечений на устойчивость рассчитываем сечение у основания колоны

Qдоп=р•D(S-c)•ц.c[у]= 3,14•5010(12-2)•0,73•134=15,4•106Н

Мдоп= (р/14)•D2(S-c)•ц.н[у]= 0,224•50102(12-2)•0,91•134=1,37•109Н

Q/Qдоп+М/Мдоп=1270•106/(15,4•106)+0,48•109/1,37•109=0,108+0,35=0,458<1,0

Условия устойчивости удовлетворяется по [7].

Определение толщины стенки сферических неотбортованных днищ вертикального сварного абсорбера. Используется материал сталь марки Ст 3.

Расчет толщины верхнего днища. Находим условное меридиальное изгибающиеся напряжение в место соединения днища с обечайкой:

где, ид - изгибающее напряжение днища.

Рв - внутреннее давление системы

Номинальную расчетную толщину днища для внутреннего диаметра - Dв=2,94 м при у = 222,2 Мн/м2 выбираем, равной для ближайшего меньшего значения 2 = 210 Мн/м2 - S11=60 мм.

Толщину стенки с учетом прибавок Ск и Со находим по формуле:

S1= S11= - Cк+Со = 60+1+1=62 мм,

где, Cк=1; Cо=1 - прибавки к толщине стенок.

Расчет толщины нижнего днища. Расчетное давление в нижней части аппарата с учетом гидростатического давления определяется по формуле:

Рн=Рс+gжHж 10-6,

где, Нж =1,5м - высота жидкости;

Рн= 6,3+9,81*1020*1,5*10-6=6,315 Мн/м2.

Условное меридиальное изгибающее напряжение в месте соединения днища с обечайкой:

Номинальную расчетную толщину стенки днища для Dв=2,94 м при у = 221,2 Мн/м2 выбираем равной S'=60 мм.

Толщина стенки с учетом прибавки Ск и Со:

S = S' + Cк + Co = 62 мм.

3. Подбор основного и вспомогательного оборудования

Процесс абсорбции ведут в специальных аппаратах абсорберах, которые по конструкции бывают насадочные и тарельчатые.

Насадочные абсорберы - это вертикальны пустотелые аппараты, заполненные насадкой, в верхнюю часть абсорбера подается абсорбент. Противотоком ему вниз аппарата поступает сырьевая смесь. При определенных температурах и давлении абсорбент, контактируя с газом поглощает из него отдельные углеводороды. Насадка абсорбера способствует увлечению поверхности контакта газ-абсорбент. С низа абсорбера выводится насыщенный абсорбент, который направляется на десорбцию, с верха выходят легкие компоненты газовой смеси. Ввиду недостаточных эффективности контакта фаз на насадке в таких абсорберах достигается невысокая степень разделения. Поэтому насадочные абсорберы используют в основном для очистки газовых смесей от сероводорода, двуокиси углерода, органических соединений серы и других примесей.

Разделение и глубокую очистку газовых смесей ведут в тарельчатых абсорберах, представляющих собой обычную ректификационную колонну. Число тарелок и их конструкция определяются качеством сырья и назначением аппарата.

В нижнюю часто абсорбера подается сырьевая газовая смесь, в верхнюю абсорбент. Контакт между газом и абсорбентом происходит на тарелках. Тепло, выделяющееся при абсорбции, выводится циркулирующими промежуточными охлаждениями. Преимуществами тарельчатых абсорберов по сравнению с насадочными аппаратами являются высокая разделяющая способность легкость, регулирования технологического режима, а также большая производительность, меньшие габариты и все. Но в тоже время тарельчатые абсорберы сложнее насадочных по конструктивному оформлению.

При глубокой осушке газа или выделении легких компонентов из многокомпонентной смеси применяется двухступенчатая абсорбция. При этом уменьшается расход абсорбента и снижается тепловые расходы на десорбцию. Для увлечения четкости разделения газов использует разные абсорбенты, например, при разделении природных или попутных газов в качестве абсорбента променяют керосин или бензин. При этом в низу аппарата одновременно с абсорбцией углеводородов происходит десорбция легких фракции абсорбента и возможен их унос вместе с сухим газом. Чем меньше молекулярный вес абсорбента, тем больше его потери.

Теплообменная аппаратура. Важнейшими характеристиками теплообменных аппаратов являются величина поверхности теплообмена и допустимое давление.

Отечественный промышленностью выпускаются аппараты с поверхностью теплообмена 50, 75, 130, 200м2 и более, рассчитанные на рабочее давление с ответственно 16, 25, 40 и 50кг/см2.

Из существующих конструктивных типов теплообменных аппаратов на современных нефтеперерабатывающих заводах наиболее широко распространены кожухотрубные теплообменники с плавающей головкой, обычно применяют спаренные кожухотрубные теплообменники. Для улучшения условий теплообмена устанавливают поперечные перегородки, которые удлиняют путь протекающего в межтрубном пространство теплоносителя.

Кожухотрубные теплообменники могут быта одна и двухходовыми. Первые имеют один ход в межтрубном пространстве и два-по длине теплообменника в трубном пучке, вторые-два хода в межтрубном пространстве и четыре- в трубном пучке. На тех потоках, где перепад температур между теплообменивающимися средами не превышает 25-35 0С, устанавливает теплообменники с жесткой решеткой, например, для промежуточного охлаждения абсорбента в тех случаях, когда охлаждающим агентом являются артезианская или обратная вода, для охлаждения циркулирующего абсорбента перед поступлением в промежуточную емкость, а также в качестве холодильников и конденсаторов на ГФУ.

На установках осушки газа, передвижных газоотбензинивающих установках применяют теплообменники типа Ѕтруба в трубеЅ с поверхностью теплообмена 15м2. Их также изготовляют спаренными или встроенными с общей поверхностью теплообмена соответственно 30 ли 45м2.

В последние годы зарубежном и в нашей стране все большее признание получают пластинчатые теплообменники - разборные и неразборные. Разборные пластинчатые теплообменники состоят из штампованных пластин, надетых на верхнюю и нижнюю штанги рамы теплообменники и зажатых между подвижной и неподвижной плитами. Пластины отделены друг от друга уплотняющими резиновыми прокладками и образует систему каналов для теплоносителей. Пластины имеют выступы и впадины, расположенные перпендикулярно движению жидкости. В результате турбулизаций потока путем его сужений и расширений обеспечиваются высокие коэффициенты теплоотдачи при небольшом гидравлическом сопротивлении [8].

4. Контрольно-измерительные приборы и автоматизация процесса

Под автоматизацией процесса понимается система приборов и устройств, которая позволяет поддерживать заданный технологический режим под контролем обслуживающего персонала. Автоматизация процессов газоразделения позволяет получать продукты заданного качества увеличивает производительность и безопасность труда обслуживающего персонала и способствует снижению себестоимости продукции.

Основными регулируемыми параметрами осушки газа являются температура и давление в ректификационных колоннах, расход и температура потоков орошения, абсорбента, теплоносителя и хладагента в аппаратах и др. Принципиальные схемы автоматического регулирования основных параметров осушки газа.

Для измерения температуры на установках осушки газа применяются термопары и манометрические термометры.

Термопара - это термочувствительный элемент, представляющий собой два спаянных проводника из разнородных металлов (хромель-копель, хромель-алюмель и др.). действие ее основано на свойстве разнородных металлов образовывать в спае термоэлектродвижущую силу (ТЭДС). Величина ТЭДС зависит от материала электродов и температуры спая. Для измерения температуры термопара помещается в специальный карман аппарата. Термоэлектроды изолируются друг от друга фарфоровыми изоляторами. Термопара соединительными проводами подключается к измерительному прибору.

Принцип действия манометрического термометра основан на изменении давления жидкости, Газа или пара в замкнутой системе при изменении температуры манометрические термометры бывают показывающими или самопишущими. колебания температуры

Вызывает изменение давления рабочего вещества и деформацию трубчатой манометрической пружины, перемещающей стрелку или самописец прибора.

Для измерения давления применяются манометры. По принципу действия и назначения они подразделяются на манометры для определения избыточного давления, перепада давления или степени разрежения.

Дифференциальный манометр используется для измерения перепада давления. Существуют гидростатические и механические дифференциальные манометры. В механическом пружинном дифференциальном манометре имеются две трубчатые манометрические пружины, связанные со стрелкой прибора.

Для измерения расхода технологических потоков используют расходомеры и счетчики, расходомеры измеряют массу или объем потока жидкости и газа в данный момент времени, а счетники-суммарное количество вещества за промежуток времени.

Скоростные счетчики применяются главным образом для измерения расхода жидкостей, их действие основано на измерении числа оборотов вертушки, расположенной горизонтально или вертикально в трубопроводе.

Для измерения количества газового потока используются объемные ротационные счетчики. В корпусе счетчика на параллельных осях расположены два овальных гладких ротора, соприкасающихся друг с другом и с внутренней поверхностью корпуса.

При выборе приборов контроля технологических параметров руководствуются следующими положениями. Приборы должны обеспечить необходимую точность измерения, быть надежными в эксплуатации и иметь невысокую стоимость показывающие приборы должны иметь четкую шкалу, самопишущие писать ясную кривую. Приборы, установленные непосредственно на аппаратах, должны быть доступны для наблюдения. При выборе приборов контроля и автоматизации учитывают условия их пожаро-и взрывобезопасности. В связи с этим наиболее широкое применение нашла пневматическая система передачи показаний. Регулирующие клапаны выпускаются для разных сред, рабочих условий и различной производительности [10]

4.1 Выбор и обоснование параметров процесса

Контроль технологического процесса включает следующие виды контроля:

- аналитический контроль технологического процесса, включающий в себя лабораторный контроль технологического процесса, контроль процесса с помощью поточных газоанализаторов, контроль воздушной среды в помещениях и на территории установок с помощью автоматизированных газоанализаторов, лабораторный анализ воздуха в зданиях и на площадке;

- контроль технологического процесса с помощью систем сигнализации и блокировок.

Температура регулируется посредством регулятора TRCAHL-330041, который управляет клапаном TV-330041.

Уровень жидкости регулируется регулятором LICAHL-330046, который управляет клапаном LV-330046.

Уровень жидкости в нижней секции сепаратора регулируется двухпозиционным (вкл./выкл.) регулятором LICAHHHL-330028, который открывает/закрывает клапан LV-330028 на линии выхода жидкости по высокому/низкому уровню жидкости соответственно. Ожидается небольшое количество удаляемой жидкости, поэтому данная секция рассчитана на более чем 30-минутный запас.

Вывод гликоля регулируется регулятором LICAHL-330023, который управляет клапаном LV-330023, расположенным на линии слива гликоля из верхней секции.

Уровень в кубе колонны регулируется регулятором LICAHL-330002, который управляет клапаном LV-330002, расположенным на линии вывода насыщенного гликоля из абсорбера в сборник насыщенного гликоля.

Расходы ТЭГ, поступающего в верхнюю, среднюю и нижнюю секции, регулируются регуляторами расхода FICAL-330016, FICAL-330001 и FICAL-330002, которые управляют клапанами FV-330016, FV-330001 и FV-330002 соответственно.

Перепад давления в верхней, средней и в нижней секциях измеряется дифференциальными манометрами PDIAH-330014, 330001 и 330002 соответственно.

Уровень в сепараторе очищенного газа регулируется регулятором LICAHL-330007, который управляет клапаном LV-330007, расположенным на линии вывода раствора гликоля из сепаратора. Дополнительно имеется реле высокого уровня LSAHH-330082, которое при высоком уровне открывает второй сбросной клапан LV-330082 на 20 секунд или до восстановления нормального уровня.

Хотя давление в системе регулируется регулятором предусмотрен регулятор PIC-330086, который управляет работой клапана PV-330086 на линии сброса очищенного газа. Данный клапан открывается при срабаты- вании сигнала анализатора QRAH-330003 на подаче очищенного газа на установку обработки газа, повышается давление в линии очищенного газа высокого давления, что и является причиной открытия этого клапана.

Регенерированный гликоль подаётся на верх колонны и расход регулируется регулятором FICAL-330008, который управляет клапаном FV-330008.

Давление в К-1 и Е-1 поддерживается регулятором PICAH-330006, который управляет клапаном PV-330006, расположеннымна линии газа, выходящего с верха К-1. В случае выделения незначительного количества газа, например, при запуске, минимальное давление 5 бар абс. поддерживается регулятором давления прямого действия PCV-330/090 за счет подачи топливного газа. Выходящий с верха колонны очищенный газ направляется в сепаратор.


Подобные документы

Работы в архивах красиво оформлены согласно требованиям ВУЗов и содержат рисунки, диаграммы, формулы и т.д.
PPT, PPTX и PDF-файлы представлены только в архивах.
Рекомендуем скачать работу.