Проект отделения очистки конвертированного газа от оксидов углерода

R2NCOOR2NH2 + H2O = R2NH + R2NH2HCO3

где R - HOCH2CH2

У третичного алканоламина (МДЭА) нет подвижного атома Н+ в аминовой группе ( N -), поэтому становится невозможным протекание прямой и быстрой реакции с СO2 по карбаматному типу, а взаимодействие осуществляется через предварительную и медленную стадию образования и диссоциации угольной кислоты:

СО2+Н2О = Н2СО3

Н2СО3 = Н+ +НСО3

[Амин]+ Н+ + НСО3- = [Амин · Н]+ ·НСO3

Конечными продуктами реакции являются бикарбонат и карбонат. Таким образом, разница в скоростях реакций третичных аминов с СO2 (медленная реакция) гораздо значительнее, чем для первичных и вторичных аминов. Это позволяет использовать на практике третичные амины для селективного извлечения СO2.

Селективность зависит от многих факторов: температуры и давления абсорбции, кратности циркуляции абсорбента, высоты аппарата, степени очистки газа, содержания СO2 в газе и др.

Поглощение СО2 сопровождается уменьшением его парциального давления, протекает с выделением тепла. Абсорбция, следовательно, в соответствии с принципом Ле-Шателье, проводится при повышенном давлении и пониженной температуре. Обратные реакции с выделением СО2 и высвобождением свободного метилдиэтаноламина происходят с поглощением тепла. Регенерация раствора поэтому производится при пониженном давлении и повышенной температуре. Интенсивное кипение раствора при регенерации приводит к уносу выделившейся СО2 с парами воды, что уменьшает парциальное давление СО2 над раствором и также смещает равновесие указанных реакций в сторону выделения СО2.

Карбаматы, образующиеся в результате реакции абсорбции, нестойки, причем наиболее быстрое и полное разложение достигается в кислом или в сильно щелочном растворе. В слабом щелочном растворе разложение протекает с образованием бикарбоната сравнительно медленно.

Поглотительная способность раствора, выраженная отношением моль СО2 на моль амина, называется также степенью карбонизации.

Как видно из рисунка 3.1, при одинаковой концентрации СО2 в растворе давление СО2 над растворами третичных аминов значительно ниже, чем над растворами первичных аминов (МЭА) и соответственно выше их поглотительная способность.

Рисунок 3.1 - Зависимость давления СО2 над водными растворами третичных аминов (МДЭА) и первичных аминов (МЭА) (пунктирные линии) от температуры и степени карбонизации

Так, при 50 °С и концентрации СО2 в растворе 0,31 моль СО2 на 1 моль амина давление СО2 над раствором МДЭА равно 0,15 мм рт. ст., в то время как над раствором МЭА при тех же условиях оно составляет 1 мм рт. ст. Равновесная концентрация СО2 в 2,5 н. растворе МЭА при 760 мм рт. ст. и 20 °С составляет 43 м3/м3, а в 2,5 н. растворах МДЭА -- около 70 м3/м3.

Степень карбонизации раствора определяется термодинамическим равновесием. Равновесная степень карбонизации увеличивается при снижении концентрации МДЭА в растворе, уменьшении температуры и повышении парциального давления СО2. Однако влияние этих факторов невелико: даже при значительном их изменении количество СО2 в растворе может уменьшаться или увеличиваться не более чем в 1,5 раза.

На рисунке 3.2 приведена растворимость СО2 в различных растворах МДЭА.

В промышленности при извлечении СО2 из газа раствором МДЭА с концентрацией 36-40 % под давлением 2,45-2,9 МПа может быть достигнута степень карбонизации ?=0,65-0,75.

Рисунок 3.2 - Растворимость СО2 в различных растворах МДЭА

Из рисунка 2.2 ви дно, что максимальное количество СО2. растворяется в растворе МДЭА +пиперизин. Самой высокой растворимостью по СО2 обладает раствор МДЭА с концентрацией 36-40 %.

Степень очистки газа от СО2 определяется его равновесной концентрацией (равновесным парциальным давлением) над раствором МДЭА. Эта величина тем ниже, чем меньше температура и степень карбонизации раствора.

Повышение концентрации МДЭА раствора при одинаковой степени карбонизации приводит к возрастанию равновесного давления СО2 над раствором (или при заданной концентрации СО2 в растворе соответственно уменьшается степень карбонизации), при этом повышается абсолютное количество поглощенного СО2. Таким образом, увеличивая концентрацию МДЭА, уменьшаем количество циркулирующего раствора. Оптимальной концентрацией МДЭА раствора является 36-40 %. Опыт промышленной эксплуатации показал, что не следует применять растворы концентрацией выше 40 % МДЭА по следующим причинам: усиливается коррозия оборудования, возрастают потери дорогостоящего амина, увеличивается вязкость раствора, что ухудшает смачиваемость, а также снижаются коэффициенты абсорбции.

3.2 Выбор основных технологических параметров МДЭА очистки

Основным технологическими параметрами МДЭА очистки являются давление абсорбции, концентрация раствора, степень его карбонизации, давление и температура регенерации. Выбору этих параметров при производстве аммиака уделяется большое внимание, поскольку они определяют надежность и экономичность процесса. Если конвертированный газ получен под атмосферным давлением и не требуется его тонкая очистка, то абсорбция СО2 ведется под давлением, близким к атмосферному. Вести абсорбцию под повышенным давлением, например, при 1,5 или 3,0 МПа, неэкономично, т.к. в этом случае пришлось бы сжимать СО2 до этого давления и, следовательно, расходовать значительное количество электроэнергии.

На установках, где конвертированный газ получают под атмосферным давлением, а последующую очистку ведут промывкой газа жидким азотом под давлением 2,8 МПа, применяют двухступенчатую очистку. В первой ступени очистки - под давлением, близким к атмосферному, конвертированный газ очищают раствором аминов, снижая содержание СО2 с 18 до 3-5 % (об.), во второй ступени - под давлением 2,8 МПа ведут тонкую доочистку до содержания СО2 0,005 % (об.). В такой установке перерасход энергии на компрессию сравнительно невелик, т.к. основное количество СО2 отмывается до компрессии газа.

При температурах выше 100°С раствор МДЭА диссоциирует, выделяя СО2. Это свойство используют для регенерации. Анализ регенерации водного раствора МДЭА при различных давлениях и температурах показывает, что регенерация при давлении 0,2-0,4 кгс/см2 и температуре 105-110°С достигается глубокая регенерация раствора МДЭА. Она эффективна в тех случаях, когда необходимо очень тонко очистить газ, например, до 0,001-0,005 % (об.) СО2.

Результаты исследований по кинетике абсорбции СО2 водными растворами этаноламинов трудно в полной мере использовать для расчета аппаратов большого размера вследствие ограниченного интервала исследованных параметров. Поэтому используют средние коэффициенты массопередачи для различных промышленных абсорберов, найденных экспериментальным путем.

Принятые параметры процесса и высокоинтенсивная конструкция абсорбера позволяют обеспечить высокую степень карбонизации этаноламинов в растворе, близкую к равновесному содержанию двуокиси углерода в растворе при заданных парциальном давлении углекислоты и температуре внизу абсорбера. Необходимым условием достижения высокой степени карбонизации является ведение процесса абсорбции при минимальном избытке орошения раствором МДЭА.

Для проведения процесса регенерации раствора МДЭА необходимо подвести тепло в количестве, которое определяется из уравнения теплового баланса регенерации. Так как количество подведенного тепла довольно велико, то в целях сокращения расхода тепла на регенерацию и удешевления стоимости очистки в промышленных установках стремятся возможно полнее рекуперировать тепло горячего регенерированного раствора и тепло диоксида углерода и водяного пара. Тепло регенерированного раствора используется для подогрева нерегенерированного раствора и его грубую регенерацию.

Абсорбент на основе МДЭА имеет ряд преимуществ по сравнению с растворами МЭА. Так меньшая потребность в тепле для регенерации раствора аМДЭА, отбираемого после модернизации из потока технологического газа, дает возможность снижения соотношения пар:газ на входе в реактор первичного риформинга с 3,8 до около 3,4.

На рисунке 3.3 представлена принципиальная схема распределения тепла при использовании различных абсорбентов.

Рисунок 3.3 - Принципиальная схема распределения тепла при использовании в качестве абсорбентов водные растворы МДЭА и МЭА

В таблице 3.1 представлены числовые показатели распределения тепла для различных абсорбентов.

Таблица 3.1 Числовые показатели распределения тепла для водных растворов МДЭА и МЭА

	Q1	Q2	Q3	Q4	Q5	Q6
МЭА	5 Гкал/ч	3 Гкал/ч	47 Гкал/ч	4 Гкал/ч	7 Гкал/ч	56 Гкал/ч
МДЭА	5 Гкал/ч	3 Гкал/ч	37 Гкал/ч	2 Гкал/ч	5 Гкал/ч	42 Гкал/ч

Из таблицы 3.1 видно, что потребность в тепле для регенерации МДЭА меньше, чем для МЭА.

В результате снижения соотношения пар: газ на входе в реактор первичного риформинга уменьшается поток технологического газа, проходящего все очередные узлы линии подготовки синтез газа и создаются благоприятные условия для интенсификации агрегата аммиака.

Так, скорость дегидратации МДЭА и его коррозионная активность в растворе меньше, чем у МЭА. Применение раствора МДЭА не требует использования более стойких материалов. Результаты промышленного испытания скорости коррозии сталей в МДЭА и МЭА, проведенного заводской лабораторией ОАО «Невинномысский азот» приведены в таблице 3.2.

Использование МДЭА не приводит к образованию отходов. С другой стороны кинетика абсорбции СО2 растворами МДЭА не обеспечивает необходимую очистку синтез-газа. Этот недостаток компенсируют добавкой различных активаторов, чаще всего вторичных и первичных алканоаминов.

Таблица 3.2 Результаты промышленного испытания скорости коррозии сталей в МДЭА и МЭА

	МЭА	МДЭА
	1999	2002 г	2003 г	2006
09Г2С	0,024 мм/год	0,0138 мм/год	0,007 мм/год	нет данных
Сталь 20	0,025 мм/год	0,0110 мм/год	0,006 мм/год	0,003 мм/год
12Х18Н10Т	0,0021 мм/год	0,0011 мм/год	0,00006 мм/год	0,00005 мм/год

Планируемая замена абсорбента может быть реализована без изменения схемы отделения очистки, является лишь первым этапом работ по снижению энергозатрат на стадии очистки технологического газа от диоксида углерода.

Кроме того, МДЭА имеет меньшую теплоемкость, а главное - меньшую теплоту реакции с диоксидом углерода и поэтому легче регенерируется, что приводит к существенному снижению энергозатрат на процесс очистки синтез-газа. В таблице 3.3 представлены сравнительные данные по теплоте реакции и теплоемкости для МЭА и МДЭА.

Таблица 3.3 Сравнительные данные по теплоте реакции и теплоемкости для МЭА и МДЭА

	Теплота реакции, кДж/кг
	МЭА	МДЭА
С СО2	1919	1340
С Н2S	1511	1047
	Удельная теплоемкость, кДж/ (кг * оС)
	МЭА	МДЭА
	2,72	2,32

При применении растворов абсорбентов на основе МЭА наблюдаются потери МЭА за счет уноса паров на стадии десорбции, где температура потоков достигает 115°С - 130 °С. При применении МДЭА, температура кипения которого (247 °С) значительно выше чем у МЭА (170 °С), унос амина при регенерации раствора, при рабочих температурах абсорберов, значительно снижается, до величины близкой к нулю.

В большинстве случаев диоксид углерода, получаемый в отделении абсорбционной очистки, используется для синтеза карбамида. Для таких производств концентрация горючих газов (водорода) является важным показателем качества продукционного диоксида углерода. Последний показатель может зависеть от растворимости водорода в абсорбенте в зависимости от температуры, таблица 3.4.

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

Температура раствора, °С	40	50	60	70	80
Растворимость Н2 в растворе МДЭА	0,0148	0,0156	0,0164	0,0172	0,018
Растворимость Н2 в 40 %-ном растворе МЭА	0,015	0,0187	0,0165	0,0173	0,0182

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

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

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

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

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

- снижения циркуляционного расхода рабочего раствора;

- повышения степени насыщения рабочего раствора;

- меньшей теплоты десорбции МДЭА.

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

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

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

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

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

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

4. Описание технологической схемы производства

4.1 Основные стадии производства аммиака

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

Производство аммиака состоит из следующих стадий:

- компримирования природного газа и воздуха;

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

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

- двухступенчатой конверсии окиси углерода на среднетемпературном и низкотемпературном катализаторах;

- очистки конвертированного газа от двуокиси углерода абсорбцией;

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

- компримирования синтез-газа;

- синтеза аммиака под давлением;

- захолаживания продукционного аммиака.

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

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

4.2 Отделение очистки конвертированного газа от СО2 абсорбцией

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

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

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

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

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

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

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

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

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

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

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

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

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

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

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

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

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

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

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

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

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

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

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

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

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

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

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

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

4.3 Каталитическая очистка технологического газа от СО и СО2

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

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

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

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

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

5. Расчет материальных и тепловых балансов производства

5.1 Материальный баланс абсорбера

Исходные данные для расчета принимаем в соответствии с регламентом цеха аммиак-3.

Количество конвертированного газа - 230000 м3/ч

Состав газа в % об.:

Н2 - 61,89; N2 - 20,18; СО2 - 17,04; СН4 - 0,27; СО - 0,31; Ar - 0,31

Содержание диоксида углерода в очищенном газе - 0,005 % (об.)

Концентрация раствора МДЭА - 40 %.

Температура газа: на входе в абсорбер - 50 °С

на выходе из абсорбера - 70 °С

Температура раствора МДЭА: на входе в абсорбер - 50 °С

на выходе из абсорбера - 68 оС

Определяем количество и состав поступающего конвертированного газа по формулам:

,

где V - объемный расход газовой смеси, м3/ч;

Vi - объемный расход компонента газовой смеси, м3/ч;

mi - массовый расход компонентагазовой смеси, м3/ч;

ni - объемная концентрация компонента газовой смеси, % об.;

Мi - мольная масса компонента газовой смеси, кг/кмоль.

Результаты расчета сведены в таблице 5.1.

Таблица 5.1 Состав технологического газа, покидающего абсорбер

Статья	Приход	Статья	Расход
Газ на очистку в т.ч.	м3/ч	% об.	Кг/ч	Газ после очистки в т.ч.	м3/ч	% об.	Кг/ч
1	2	3	4	5	6	7	8
H2	142347	61,89	12709,56	H2	142347	74,60	12709,56
N2	46414	20,18	58017,5	N2	46414	24,32	58017,5
CO	713	0,31	891,25	CO	713	0,37	891,25
CO2	39192	17,04	76984,29	CO2	11,5	0,005	22,59
CH4	621	0,27	443,57	CH4	621	0,335	443,57
Ar	713	0,31	1273,21	Ar	713	0,37	1273,21
газ на очистку	230000	100	150319,38	очищенный газ	190819,5	100	73357,68

Определяем количество поглощенного диоксида углерода. Для этого составляем баланс по диоксиду углерода, учитывая, что содержание диоксида углерода в очищенном газе составляет 0,005 %:

39192=11,5-0,00005Vпогл.СО2 + Vпогл.СО2

39180,5 = 0,99995Vпогл.СО2

Vпогл.СО2 = 39180,5/0,99995 = 39182,5 м3/ч

Количество диоксида углерода в уходящем конвертированном газе

76984,29 - 76961,7 = 22,59 кг/ч

Определение расхода раствора МДЭА для поглощения 39182,5 м3/ч диоксида углерода.

Поглотительная способность раствора, выраженная отношением моль СО2 на моль амина, называется также степенью карбонизации.

Принимаем поглотительную способность МДЭА:

на выходе - 0,5 кмоль СО2/кмоль МДЭА

на входе - 0,1 кмоль СО2/кмоль МДЭА

Тогда средняя степень карбонизации составит:

0,5 - 0,1 = 0,4 кмоль СО2/кмоль МДЭА

Находим необходимое количество кмоль МДЭА для поглощения

39182,5 м3/ч диоксида углерода:

0,4 кмоль СО2 ------ 1 кмоль МДЭА

76961,7 /44 кмоль СО2 ----- х кмоль МДЭА

Мольная масса МДЭА - 119 кг/кмоль, тогда масса 100 %-ного раствора МДЭА равна:

mМДЭА(100 %) = 119·4373 = 520387 кг/ч

Количество 40 %-ного раствора МДЭА:

mМДЭА(40 %) = 520387·100/40 = 1300967,5 кг/ч

Количество насыщенного раствора МДЭА будет равно:

76961,7 + 1300967,5 = 1377929,2 кг/ч

Результаты расчетов сводим в таблицу 5.2.

Таблица 5.2 Сводная таблица материального баланса абсорбера

Приход	Расход
Наименование	кг/ч	%, масс.	Наименование	кг/ч	%, масс.
Газ на очистку в т.ч.: Н2 N2 CO2 CH4 CO Ar	150319,38 12709,56 58017,5 76984,29 443,57 891,25 1273,21	8,46 38,60 51,21 0,29 0,59 0,85	Очищенный газ, в т.ч.: Н2 N2 CO2 CH4 CO Ar	73357,68 12709,56 58017,5 22,59 443,57 891,25 1273,21	17,33 79,09 0,03 0,60 1,21 1,74
Всего:	150319,38	100,0	Всего:	73357,68	100,0
Раствор МДЭА	1300967,6		Раствор МДЭА	1377929,2
Всего	1451286,88	100,0	Всего	1451286,88	100,0

5.2 Тепловой баланс абсорбера

Исходные данные:

Температура поступающего газа - 50 °С

Температура раствора МДЭА - 50 °С

Температура газа на выходе - 70 °С

Температура раствора МДЭА - 68 °С

Количество конвертированного газа и раствора МДЭА, в соответствии с таблицей 5.2 материального баланса абсорбера, равны 150319,38 кг/ч и

1300967,6 кг/ч соответственно.

Количество тепла, которое подводится в абсорбер для поглощения диоксида углерода СО2 раствором МДЭА, определяется из уравнения теплового баланса абсорбера:

Qк.г + QМДЭА - Qр = Q'к.г + Q'МДЭА + Qпот.

где левая часть уравнения соответствует приходу тепла:

Qк.г - тепло приносимое конвертированным газом, кВт;

QМДЭА - тепло, приносимое раствором МДЭА, кВт;

Qр - тепло, затрачиваемое на растворение диоксида в растворе МДЭА, кВт.

Правая часть уравнения соответствует расходу тепла:

Q'к.г - тепло, уносимое очищенным конвертированным газом, кВт;

Q'МДЭА - тепло, уносимое раствором МДЭА, кВт;

Qпот. - тепловые потери, кВт.

Тепло, вносимое конвертированным газом рассчитывается по формуле:

Qк.г = mк.гск.гtн(к.г)

где mк.г - масса конвертированного газа, кг/с;

ск.г - удельная теплоемкость конвертированного газа, кДж/(кг·К);

tн(к.г) - температура конвертированного газа на входе в абсорбер, °С.

Для газовых смесей удельная теплоемкость рассчитывается по формуле

Удельную теплоемкость компонентов конвертированного газа находим по [20], при температуре 50 °С:

= 14,33 кДж/(кг·К); = 0,865 кДж/(кг·К); = 1,043 кДж/(кг·К);

= 1,041 кДж/(кг·К); = 2,31 кДж/(кг·К) = 0,725 кДж/(кг·К);

Qк.г = (150319,38/3600)·2,076·50 = 4334,21 кВт

Тепло, приносимое раствором МДЭА рассчитывается по формуле:

QМДЭА = mМДЭА· сМДЭА ·tн(МДЭА)

где mМДЭА - 1300967,6 кг/ч - количество раствора МДЭА, поступающего на абсорбцию;

сМДЭА-3,717 кДж/(кг·К) - удельная теплоемкость раствора МДЭА при начальной температуре tн(МДЭА) = 50°С [20].

QМДЭА = (1300967,6/3600)·3,717·50 = 67162,45 кВт

Тепло, выделяющееся при абсорбции диоксида углерода раствором МДЭА рассчитывается по формуле:

Qр = mСО2·q

где mСО2 - 76961,7 кг/ч - количество поглощенного диоксида углерода;

q = 1516,78 кДж/кг СО2 -теплота растворения диоксида углерода в растворе МДЭА [20].

Qр = (76961,7 /3600)·1516,78 = 32426,1 кВт

Общий приход тепла:

Qприх = 4334,21+67162,45+32426,1=103922,76 кВт

Вычислим расход тепла.

Тепло, уносимое очищенным конвертированным газом:

Q'к.г = m'к.г ·с'к.г ·tк(к.г)

где m'к.г - 73357,68 кг/ч - масса конвертированного газа, уходящего из абсорбера, согласно таблицы 5.2 материального баланса абсорбера;

с'к.г - удельная теплоемкость уходящего конвертированного газа при температуре газа на выходе из абсорбера tк(к.г) = 70 °С, кДж/(кг·К).

Удельную теплоемкость компонентов конвертированного газа находим по [20], при температуре 70°С:

= 14,38 кДж/(кг·К); = 0,885 кДж/(кг·К); = 1,044 кДж/(кг·К);

= 1,041 кДж/(кг·К); = 2,36 кДж/(кг·К) = 0,725 кДж/(кг·К).

Q'к.г = (73357,68/3600)·3,355·70 = 4785,57 кВт

Тепло, уносимое насыщенным раствором МДЭА

Q'МДЭА = m'МДЭА · с'МДЭА ·tк(МДЭА)

где m'МДЭА - 1377929,2 кг/ч - количество насыщенного раствора МДЭА, согласно таблицы 5.2 материального баланса абсорбера;

с'МДЭА = 3,734 кДж/(кг·К) - удельная теплоемкость раствора МДЭА при конечной температуре tн(МДЭА) = 68 °С [20].

Q'МДЭА = (1377929,2 /3600)·3,734·68 = 97186,88 кВт

Общий расход тепла:

Qрасх = 4785,57 + 97186,88 + Qпот = 101972,45 + Qпот

Из уравнения теплового баланса Qприх = Qрасх находим потери тепла:

Qпот = Qприх - Qрасх = 103922,76 - 101972,45 = 1950,31 кВт,

что составляет от подводимого тепла

, что не превышает 5%.

Результаты расчета сводим в табл. 5.3

Таблица 5.3 Сводная таблица теплового баланса

Приход тепла	Расход тепла
Статья	кВт	Статья	кВт
1. Тепло, приносимое конвертированным газом 2. Тепло, поступающее с раствором МДЭА 3. Теплота абсорбции	4334,21 67162,45 32426,1	1. Тепло, уносимое конвертированным газом 2. Тепло, уносимое насыщенным раствором МДЭА 3. Потери тепла	4785,57 97186,88 1950,31
Всего	103922,76	Всего	103922,76

6. Расчет расходных коэффициентов

Для производства 1 т аммиака необходимо:

водорода:

где 142347 м3/ч - количество водорода из таблицы 5.1;

1500 т/сут.- суточная производительность производства аммиака;

24 ч - количество часов в сутках.

Соответственно свежего азота:

Нормы расходов сырья, материалов и энергоресурсов представлены в таблице 6.1. Учетная единица выпускаемой продукции - 1 т. аммиака.

Таблица 6.1

Нормы расхода основных видов сырья, материалов и энергоресурсов

Наименование сырья, материалов и энергоресурсов	Единица измерения	Проектная норма расхода
Природный газ. Теплота сгорания топлива, низшая не менее Q=33,41 МДж/м3 (7980 ккал/м3)	м3 (20 0С, 101325 Па)	1255
Электроэнергия	МДж (квт*ч)	375,84 104,4
Теплоэнергия	Гкал	0,59
Оборотная вода	м3	14,8
Речная вода	м3	13,19
Пар с давлением 1,2 МПа (12 кгс/см2)	ГДж (Гкал)	2,47 (0,59)
Азот технологический	м3 (20 0С, 101325 Па)	18,3
Раствор МДЭА:
Метилдиэтаноламин	кг	0,15
Пятиокись ванадия	кг	0,0035
Лапрол	кг	0,0023
Добавки к воде для питания котлов:
Тринатрийфосфат Гидразин- гидрат(100 %)	кг кг	0,0044 0,00034
Катализаторы :
Для метанирования НКМ-1	кг	0,02

7. Нормы технологического режима

Нормы технологического режима представлены в таблице 7.1.

Таблица 7.1 Нормы технологического режима

Наименование стадии и потоков реагентов	Скорость подачи реагентов	Температура, °С	Прочие показатели
Газ на входе в абсорбер поз. К5		не более 82°С п.и. ±3,0°С
Раствор на орошение абсорбера поз. К5	не более 1610 т/ч п.и. . ±35 т/ч	не более 90 п.и. ±2,0°С
Раствор в кубе регенератора поз. К12		не более 123 п.и. ±3,0°С
Углекислый газ на выходе из регенератора поз. К12		не более 103 п.и. ±3,0°С
Углекислый газ потребителю		не более 50 п.и. ±2,0°С	Объемная доля горючих не более 1,2%
Метанирование остаточной окиси и двуокиси углерода
Катализаторная зона в метанаторе поз. К19		от 290 до 375 п.и. ±6,0°С
Очистка технологического конденсата в отпарной колонне поз. К4
Отпаренный конденсат после насосов Н36 на выдаче	не более 90 м3/ч п.и. ±1,98 т/ч		Массовая концентрация аммиака не более 50 мг/л. Массовая концентрация органических соединений в пересчете на метанол и формальдегид не более 50 мг/л.

8. Контроль производства и управления

8.1 Аналитический контроль

Технологическая схема производства аммиака представляет собой сложный комплекс отдельных процессов, тесно связанных друг с другом благодаря непрерывности и взаимозависимости материальных и энергетических потоков.

Такая взаимосвязь требует, чтобы режим каждого из процессов был подчинен условиям оптимального режима всего производства в целом. Поэтому для крупнотоннажных установок целесообразно, чтобы весь контроль и регулирование основных процессов производства осуществлялись через центральный пункт управления (ЦПУ). При этом предполагается, что все основные средства контроля и регулирования автоматизированы.

Разработка систем автоматизации базируется на учете многочисленных технических, экономических, производственных, эксплуатационных и других факторов автоматизируемого объекта, которые формируют требования к системам, в том числе к оснащению их техническими средствами (ТС).

Важную роль в производстве аммиака играет аналитический контроль сырья, полупродуктов на всех стадиях производства и готовой продукции. Регулярный аналитический контроль важен не только как средство утверждения нормального хода технологического процесса, но и как индикатор, который позволяет персоналу установить истинную причину нарушения технологического режима. Особо важное значение аналитический контроль имеет в период пуска и наладки нормального технологического режима.

Эти факторы обуславливают тип применяемых приборов, диапазон измерения, требуемую точность контроля и функциональные признаки приборов (показание, регистрация, регулирование, сигнализация).

Однако при автоматизации ряда аналитических операций лабораторный контроль не потеряет своего значения как для периодической проверки правильности работы автоматических анализаторов, так и для эпизодических анализов в узлах, где непрерывный контроль необязателен или неэкономичен.

Кроме автоматического контроля и регулирования процессов, при производстве аммиака необходим обычный аналитический контроль. Цеховая лаборатория ведет систематическую проверку установленных химических показателей технологического режима и производит дополнительные анализы, необходимость которых определяется инженерно-техническими работниками цеха. Аналитический контроль отделения очистки технологического газа представлен в таблице 8.1.

Таблица 8.1

Аналитический контроль отделения очистки технологического газа

Наименование стадии, место отбора проб	Контролируемые показатели	Частота контроля	Нормы и технологические показатели	Методы контроля
Трубопровод конвертированного газа на выходе из конвертора СО	Объемная доля СО	1 раз в сутки	не более 0,8 %	хроматографически
Конвертированный газ по высоте абсорбера 6	Объемная доля СО2	по требованию	от 0,005 до18 %	хроматографически
Трубопровод конвертированного газа на выходе из абсорбера 6	Объемная доля СО2	1 раз в неделю	0,005 %	хроматографически
Трубопровод раствора МДЭА на выходе из абсорбера 6	Массовая доля: (С2Н4ОН)2NCH3 (общ.) (С2Н4ОН)2NHCH3HCO3	1 раз в сутки	от 22 до 28 % от 40 до 50 %	потенциометрически
Трубопровод раствора МДЭА на всасе насоса 18	Массовая доля: (С2Н4ОН)2NCH3 (общ.)	1 раз в сутки	от 36 до 40 %	потенциометрически
	К2СО3	1 р сутки	от 1до 3 %	пот-чески
	пиперизин	1 раз в сутки	от 4 до 6 %	потенциометрически
Трубопровод бедного раствора в теплообменник 15	Массовая доля: (С2Н4ОН)2NCH3 (общ.)	1 раз в 8 часов	от 36 до 40 %	потенциометрически
	Массовая концентрация железа	1 раз в сутки	не более 80 мг/дм3	колориметрически
	Массовая концентрация хлоридов	1 раз в сутки	не более 100 мг/дм3	колориметрически
Раствор МДЭА по высоте регенератора 16	Массовая доля: (С2Н4ОН)2NCH3 (общ.) (С2Н4ОН)2NHCH3HCO3	по требованию	от 22 до 28 % от 30 до 50 %	потенциометрически
Трубопровод углекислоты на выходе из регенератора 16	Объемная доля СО2	1 раз в сутки	не менее 99 %	хроматографически
	Объемная доля горючих	1 раз в сутки	не более 1,2 %	хроматографически

8.2 Контроль с использованием средств КИПиА

Автоматизация производственных процессов - одно из важнейших направлений промышленного развития любой страны. Одно из основных направлений решения производственных задач связано с широким внедрением средств автоматизации. При автоматизации повышается производительность труда, сокращается численность обслуживающего персонала, создаются условия для безопасного труда.

Исходная смесь в виде газа входит в куб абсорбера, а очищенный газ отводится сверху абсорбера.

Верхняя часть абсорбера орошается тонкорегенерированным раствором МДЭА, нижняя часть - груборегенерированным раствором МДЭА.

Насыщенный углекислотой раствор выводится из нижней части абсорбера.

Контролю и регулированию в процессе абсорбции подлежат расходы газовой и жидкой фаз, проходящих через абсорбер. Скорость подачи исходной газовой смеси является нагрузкой абсорбера.

Для регулирования состава очищенного газа на выходе из абсорбера изменяем расход абсорбента. Температура и давление влияют на процесс абсорбции. Абсорбция проводится при повышенном давлении и пониженной температуре. Обратные реакции с выделением СО2 и высвобождением свободного метилдиэтаноламина происходят с поглощением тепла. Регенерация раствора, поэтому производится при пониженном давлении и повышенной температуре. Интенсивное кипение раствора при регенерации приводит к уносу выделившейся СО2 с парами воды, что уменьшает парциальное давление СО2 над раствором и также смещает равновесие указанных реакций в сторону выделения СО2.

Для проведения процесса абсорбции с максимальной скоростью необходимо абсорбент подавать в абсорбер при возможно более низкой температуре (50 оС), а давление в абсорбере поддерживать на уровне 2,8 МПа. Важно при проведении процесса абсорбции обеспечить минимальные потери газа и производственные расходы. Для этого создается система оптимального управления. В производстве аммиака, в частности в отделении очистки технологического газа, контролю и регулированию подлежат параметры, представленные в таблице 8.2.

Таблица 8.2 Параметры, подлежащие контролю и регулированию

Наименование стадии процесса, номер позиций оборудования	Контролируемый параметр, позиция и показатель единицы измерения	Частота и способ контроля, документ, в котором регистрируются результаты	Нормы и технические показатели
Трубопровод газа после сепаратора 5	Температура TIRА-1, °С	Показания на ЦПУ с записью в рапорт 6 раз в сутки. Визуальный контроль	не более 50 п.и. ± 2,7
Абсорбер 6	Уровень LIRC-2, мм	Показания на ЦПУ с записью в рапорт 6 раз в сутки. Виз-ный контроль	от 880 до 1 400 п.и. ± 17
Трубопровод газа после абсорбера 6	Температура TIRА-3, °С	Показания на ЦПУ с записью в рапорт 6 раз в сутки. Виз-ный контроль	от 65 до 70 п.и. ± 2,7
	Давление PIRCA-4, МПа (кгс/см2)	Показания на ЦПУ c записью в рапорт 6 раз в сутки. Виз-ный контроль	не более 2,7 (27) п.и. ± 0,035 (0,35)
Трубопровод насыщенного раствора МДЭА из абсорбера 6	Температура TIRА-5, °С	Показания на ЦПУ с записью в рапорт 6 раз в сутки. Виз-ный контроль	от 68 до 70 п.и. ± 1,8
Трубопровод груборегенерированного раствора МДЭА после насоса 18	Расход FIRC-6, т/ч	Регистрация на ЦПУ с записью в рапорт 6 раз в сутки. Виз-ный контроль	от 1 350 до 1 610 п.и. ± 33
Трубопровод тонкорегенерированного раствора МДЭА после холодильника 22	Температура TIRС-7, °С	Показания на ЦПУ с записью в рапорт 6 раз в сутки. Визуальный контроль	от 50 до 55 п.и. ± 2,7
Трубопровод тонкорегенерированного раствора МДЭА на абсорбер 6	Расход FIRC-8, т/ч	Регистрация на ЦПУ с записью в рапорт 6 раз в сутки. Визуальный контроль	от 680 до 900 п.и. ± 3,03

9. Охрана окружающей среды

9.1 Выбросы в атмосферу

В производстве аммиака имеются постоянные выбросы, обусловленные ведением нормального технологического режима, периодические при пусках и остановках и выбросы, обусловленные нарушением нормального технологического режима.

К постоянным выбросам относятся:

продукты сгорания из подогревателя природного газа;

продукты сгорания из вытяжной трубы пускового;

продукты сгорания из вытяжной трубы первичного риформинга;

углекислый газ в атмосферу после регенерации раствора МДЭА с объемным расходом, расход выброса уменьшается при выдаче углекислого газа на производство карбамида;

выброс через аэрационные фонари отделения компрессии.

Периодические выбросы из аппаратов в пусковой период направляются на факел для сжигания.

Возможные выбросы газов, обусловленные нарушением технологического режима от предохранительных клапанов аппаратов выбрасываются на 3 метра выше самых высоких обслуживаемых точек производства.

Вредными веществами в постоянно и периодически сбрасываемых газах являются углекислый газ и двуокись азота, образующиеся при сжигании топлива в печи первичного риформинга и подогревателя природного газа.

9.2 Сточные воды

В производстве аммиака имеется один постоянный сброс технологического конденсата в химгрязную канализацию или выдача его в общезаводскую сеть на технологические нужды. Вышеуказанный конденсат получается следующим образом.

Для процесса конверсии метана в первичном риформинге необходимо подать от 90 до 120 т/ч пара среднего давления, также он необходим и для процесса во вторичном риформинге и в конверсии окиси углерода. Все эти процессы идут при высокой температуре. Для проведения очистки газа от углекислоты в абсорбере газ охлаждается до температуры 60?80 0С, при этом выделяется конденсат, который содержит не более 1000 мг/л аммиака. Далее этот конденсат проходит (очистку) отгонку в отпарной колонне и насосами сбрасывается в канализацию.

В отделении очистки конвертированного газа от углекислоты раствором МДЭА, содержащим в своем составе метилдиэтаноламин, К2СО3, пиперазин, возможны аварийные ситуации, связанные с проливом раствора. С целью исключения загрязнения сточных вод в таких случаях предусмотрено:

емкость для хранения раствора МДЭА объемом равным 560 м3, которая при нормальной работе цеха заполнена на 20 % объема. При аварийной ситуации (разрыв трубопровода, сильный пропуск через фланцевое соединение и т.д.) раствор из системы сливается через электрозадвижку в емкость;

через анализные точки, дренажи и т.д. из системы раствор по дренажным трубопроводам, расположенным в технологическом канале поступает в подземную емкость, откуда насосами откачивается в емкость;

в случае пролива раствора МДЭА на отметку ± 0,000 м, он по технологическому каналу поступает в подземную емкость, где производится накопление его, разбавление до соответствующих концентраций и затем через ручную арматуру сбрасывается из нее в химгрязную канализацию. В технологический канал, который расположен вдоль главной эстакады блока «БГ», также поступает из автоматических газоанализаторов, из отделения синтеза возможно попадание аммиака при чистке фильтров на насосах, вода с гидрозатвора факельной установки, а также промывочная вода при уборке площадок блоков «Б», «Г», «БГ», «А», «В». Все эти стоки поступают также в емкость, откуда через ручную арматуру, направляются в химгрязную канализацию.

При нормальной работе агрегата производства аммиака постоянно сбрасывается газовый конденсат, который сбрасывается в канализацию.

В период пуско-наладочных работ сбрасывают загрязненные воды, образующиеся при промывке системы парообразования и очистки газа, оборотную воду после сепаратора факельной установки, конденсат после восстановления катализатора. Все эти сбросы сначала поступают в накопители, а затем их сбрасывают на очистные сооружения.

9.3 Твёрдые отходы

В производстве аммиака твердых отходов производства, обусловленных ведением нормального технологического режима нет. Твердыми отходами являются только отработанные катализаторы при их замене в аппаратах. Почти все отработанные катализаторы используются в качестве вторичного сырья для выделения основного компонента. Отработанные катализаторы вывозятся из цеха на площадку металлолома и сдаются предприятиям Вторцветмета для переработки. Не подлежащие переработке катализаторы вывозятся на полигон ТБО (твердых бытовых отходов).

Ежегодные нормы образования отходов производства на 1 тонну аммиака представлены в таблице 9.1.

Таблица 9.1

Ежегодные нормы образования отходов производства на 1 т NH3

Наименование отхода, характеристика, состав, аппарат или стадия образования	Единицы измерения	Направление использования, метод очистки или уничтожения	Нормы образования отходов по проекту
1	2	3	4
Твердые отходы
Отработанный катализатор метанирования, НКМ-1. Стадия метанирования. Массовая доля компонента в веществе: окиси никеля NiO-36±3% оксида алюминия Al2O3 не менее 47 %	кг	Используется в качестве вторичного сырья для выделения никеля	0,02
Отработанный активированный уголь АР-А. Стадия очистки раствора МДЭА	кг	Вывозится на полигон ТБО	0,008
Жидкие отходы
Отпарной конденсат. Стадия разгонки газового конденсата. Состав: массовая концентрация аммиака не более 50 мг/л; массовая концентрация органических соединений в пересчете на метанол и формальдегид; следы Fe, Ca, Mn, Na, Zn, Cu и других металлов	м3	Отпарной конденсат выдается в общезаводскую сеть, остальная часть конденсата отводится в сеть химгрязной канализации №17 и далее поступает на биологические очистные сооружения	1,587
Сточные воды из отделения очистки газа от двуокиси углерода раствором МДЭА Состав: МДЭА СН3N (CH2CH2OH)2; К2СО3, 2(ОН-СН2-СН2)2NHCH3HCO3	м3	Грязный раствор собирается в емкости, разбавляется конденсатом, а далее сбрасывается в химгрязную канализацию.
Газообразные отходы
Углекислый газ после регенерации раствора МДЭА в процессе очистки конвертированного газа от углекислоты. Состав: объемная доля двуокиси углерода, % не более, 96,8; объемная доля метана водорода, азота, окиси углерода, не более 1,2; объемная доля воды, %, не более 2	м3	Сжигаются в печи риформинга	16,6
Пар технологический с давлением 0,35 МПа и температурой равной 147 0С.	т	В теплое время года избыток сбрасывается на глушитель пара через регулятор. В холодное время используется для подогрева речной воды	0,146

10. Охрана труда и техника безопасности

Охрана труда - система обеспечения безопасности и здоровья работников в процессе трудовой деятельности, включающие правовые, социально-экономические, организационные, технические, психофизиологические, санитарно-гигиенические, лечебно-профилактические и иные мероприятия и средства.

Цель государственной политики по охране труда является сохранение жизни и здоровья граждан в процессе трудовой деятельности.

Основные принципы государственной политики:

1) приоритет жизни и здоровья работника по отношению к результатам производственной деятельности;

2) обеспечение гарантий прав работника на охрану труда;

3) полная ответственность руководителя за обеспечение здоровых и безопасных условий труда;

4) совершенствование правоотношений в области охраны труда.

В данном подразделе рассмотрены мероприятия по охране труда, выявлены опасные и вредные факторы при реконструкции отделения очистки технологического газа от СО2 цеха аммиака-3 на ОАО «Гродно-Азот».

Целью реконструкции является уменьшение расхода энергии на регенерацию абсорбционного раствора, улучшение степени очистки технологического газа от СО2, доведение производительности отделения очистки до мощности, эквивалентной производительности агрегата 1500 т NH3/сутки, уменьшение технологических потерь абсорбента, снижение смолоотложения на поверхности теплообменной аппаратуры. Цель достигается путем замены абсорбционного раствора Бенфильд абсорбентом на основе метилдиэтаноламина (МДЭА).