УСТАНОВКА ДЛЯ ОЧИСТКИ ГАЗОВОЙ СМЕСИ

.§04
Установка для очистки газовой смеси
Полезная модель относится к газовой промышленности и предназначена для использования на установках очистки промышленной газовой смеси от попутных газов.
Известен способ и установка для очистки газовой смеси аммиачного синтезгаза до остаточного содержания СО2 - УК  0.005% (здесь и далее % объемные), («Справочник азотчика 2-е изд. перераб. М. Химия, 1986, с.257273, 512).
В качестве абсорбента в известном способе используют водный раствор моноэтаноламина (НО - СН2 - СН2 - NH2, далее МЭА). Нагрев насыщенного
абсорбента осуществлялся регенерированным абсорбентом при одновременной десорбции абсорбированного газа. Снижение затрат тепла на регенерацию абсорбента от 750 ккал/кг СО2 ( обычная схема) до 520 ккал/кг СОа.
Как следует из известного источника, при двухступенчатой абсорбционной очистке 220000  газа от начального содержания Ун  17% до УК  0.004% СО2, в цикле находится поток 1200  насыщенного абсорбционного раствора, из которого часть (600 ) регенерируют в первой ступени регенератора до значения степени регенерации сСр  0.33 моль
СО2/моль амина, а остальную часть (600 ) регенерируют во второй ступени регенератора до значения ар 0.17 моль СО2/моль амина. Регенерацию
насыщенного абсорбента на первой и второй ступенях регенератора производят путем нагрева теплообменом с регенерированным абсорбентом при одновременной десорбции растворенного газа в движущуюся противотоком к абсорбенту парогазовую смесь. Поток абсорбционного раствора,
регенерированного на первой ступени, подают на первую ступень абсорбции, а поток абсорбционного раствора, регенерированного на второй ступени, подают на вторую ступень абсорбции, где глубину очистки доводят до УК  0.004%. Из общего количества СОг - 37800  - 13400  фракция, загрязненная Na и На, 24400  - фракция чистого СОа. Расход тепла на регенерацию
абсорбента составляет 520 ккал/кг СОа или 38.5-10 ккал/ч.
Анализ приведенных характеристик позволяет заключить, что наряду с очевидным достоинством - низким расходом тепла, имеются недостатки.
Во-первых, использование принципа нагрева насыщенного абсорбента регенерированным при одновременной десорбции существенно повышается оптимальное значение СОа в регенерированном растворе. Для одноступенчатой регенерации согласно известному способу ар(опт)  0.33 моль СОа/ моль амина. При температуре 45 -50°С и давлении абсорбции 25 кг/см равновесное содержание СОа над раствором а  0.33 моль СОа/ моль амина У  0.007 - 0.009% (Семенова Т.Д. и др. Очистка технологических газов, издание 2-е переработанное и дополненное, Москва, Химия, 1977.), т.е. уже выше требуемого значения УК  0.005%, в следствие этого требуется вторая
ступень регенерации для снижения «р до 0.17 моль СОа/моль амина и соответственно УК  до 0.005% (практически УК  0.001%).
Необходимость организации двухступенчатой абсорбции и регенерации приводит к существенному усложнению установки и увеличению капитальных и эксплутационных затрат.
Во вторых, при абсорбции, особенно под повышенным давлением, абсорбент наряду с основным газом, в данном случае СОа, растворяет
2 заметные количества сопутствующих газов, в данном случае N2 и На. Эти газы
в процессе регенерации десорбируются совместно с основным газом - СОа и загрязняют его, чем затрудняют его дальнейшее использование. Содержание N2 и Н2 в полученном СО2 составит около 1%.
На известной установке предусмотрена стадия десобции N2 и Н2 из насыщенного раствора абсорбента в парогазовую смесь СО2 + Н2О, которая подается в верхнюю часть абсорбера с первой ступени регенератора. Насыщенный раствор абсорбента нагревается за счет конденсации части водяного пара из указанной парогазовой смеси, а в оставшуюся парогазовую смесь происходит десорбция N2 и Н2. Из нижележащей части регенератора отбирают поток С02, не содержащий примесей сопутствующих газов, практически 100% СО2.
Таким образом, задача получения чистого СО2 решается за счет организации ступени регенерации, десорбция в которой не совмещается с теплообменом между насыщенным и регенерированным абсорбентом.
Последнее обстоятельство приводит к дополнительным затратам тепла, т.к. снижается степень использования тепла регенерированного абсорбента. В производстве аммиака мощностью 500000 тМНз/год это увеличение по практическим данным составит 6-10 ккал/ч или около 80 ккал/кг СО2.
Техническая задача, поставленная в настоящей полезной модели, состоит в обеспечении очистки газовой смеси до заданной концентрации удаляемого газа и получения чистого основного газа без усложнения установки и увеличения затрат тепла на регенерацию насыщенного газом абсорбента.
Эта задача достигается тем, что в установке для очистки газовой смеси, включающей абсорбер, содержащий ввод исходного газа и регенерированного абсорбента, вывод насыщенного абсорбента, и десорбер, снабженный вводом
3 последнего и выводом очищенного газа и регенерированного абсорбента,
десорбер выполнен в виде одноступенчатого тарельчатого регенератора, оборудованного каскадом последовательно выполненных кипятильниковиспарителей, расположенных в его нижней зоне после массобменных тарелок, при этом насыщенный абсорбент подают в верхнюю зону десорбера, а затем, после прохождения его через кипятильники-испарители, повторно возвращают в среднюю зону десорбера перед каскадом кипятильников-испарителей, а регенерированный абсорбент отводят из нижней зоны десорбера.
Технический результат достигается в результате использования следующих приемов:
1)Для получения парогазовой смеси абсорбент испаряют в каскаде последовательно включенных кипятильников - испарителей.
Это, как показывает анализ работы одноступенчатого регенератора, позволяет снизить ccp(orrr) до значений, обеспечивающих УК  0.005% без
дополнительных затрат тепла и усложнения схемы.
2)Десорбцию газов, абсорбированных параллельно с основным газом, проводят за счет тепла регенерированного раствора в верхней части регенератора. Это позволяет исключить подачу в эту часть регенератора парогазовой смеси из нижележащей его части и, тем самым, снизить расход тепла.
Установка, изображенная на рис.1, состоит из абсорбера 1, содержащего ввод исходного газа (поток VI), ввод регенерированного абсорбента (поток II), вывод насыщенного абсорбента (поток I) и очищенного газа (поток VII), а также десорбера, выполненного в виде одноступенчатого тарельчатого регенератора 2, имеющего верхнюю и среднюю зоны десорбции 3 и 4, и оборудованного каскадом последовательно выполненных включенных кипятильников4испарителей 5, 6, 7 и 8, расположенных в после массобменных тарелок в
нижней части регенератора 2. При этом насыщенный абсорбент (поток I) подают в верхнюю зону 3 регенератора 2, откуда он через массообменные тарелки средней зоны 4 проходит через каскад кипятильников-испарителей 5, 6, 7, 8 и его повторно возвращают в зону десорбции 4 (поток II), а затем поток II отводят из верхней зоны регенератора 2 и подают в верхнюю зону абсорбера 1 через ввод регенерированного абсорбента. Газовые смеси отводят из верхней зоны регенератора 2 (поток III). Очищенный газ отводят потоком IV. Потоком V подают теплоноситель.
Установка работает следующим образом:
В абсорбере 1 в процессе одноступенчатой абсорбции происходит насыщение абсорбента газами ( основным - СО2 и параллельными - N2 и N2) при  кг/см из 220000  газа (поток VI), содержание СО2 в котором снижается при этом от начального содержания Ун  17% до УК  0.004%. Абсорбцию проводят водным раствором моноэтаноламина (20%). Очищенный газ отводят потоком VII.
Регенерации подлежит 1000  насыщенного абсорбента, содержащего 0.68 моль С02/моль амина и 400нм растворенных N2 и N2.
Насыщенный газом абсорбент (поток I, 1000 , «н  0.68 моль
С02/моль амина, содержание растворенных N2 и N2 - 400нм, tH  60°С) поступает в зону десорбции 3 регенератора 2, давление в которой 0.7 кг/см. При снижении давления абсорбента с 25 кг/см до 0.7 кг/см и подогрева его за счет теплообмена с регенерированным абсорбентом (поток II, 910 , «р
0.17 моль СОг/моль амина, tp  65°С) в зоне 3 происходит образование парогазовой смеси и десорбция в нее практически всего количества растворенных N2 и N2.
5
Парогазовая смесь из зоны десорбции 4 в зону 3 не поступает, что обеспечивает снижение температуры потока II до , т.е. более полную рекуперацию тепла регенерированного раствора. При равных значениях tn  65°С за счет снижения tp с 75°С до 70°С и величины потока I с 1200  до 1000  затраты тепла на компенсацию недорекуперации тепла регенерированного раствора снизятся на 6.9 -10 ккал/ч, или на 90 ккал/кг СО2.
После десорбции N2 и На поток абсорбента проходит зону регенерации 4, где нагревается за счет теплообмена с регенерированным раствором и двигающейся противотоком парогазовой смеси, полученной в кипятильниках испарителях 5, 6, 7, 8.
В зоне 4 десорбируется основное количество основного газа - в данном случае - СОа.
После зоны регенерации 4 абсорбент последовательно проходит секции кипятильников - испарителей 5, 6, 7, 8, где одновременно с образованием парогазовой смеси за счет испарения части абсорбента протекает и десорбция. Потоком III из регенератора выводят грязную фракцию СОа (2400 , в том числе 400  N2 и На). Потоком IV - чистую фракцию СОа (35400 ). Потоком V подают теплоноситель (430ккал/кг СОа или 31.6-10 ккал/ч). Схема отвода конденсата на рисунке не показана.
Количество десорбирующегося СО2 в результате приближения режима движения абсорбента к режиму идеального вытеснения (секционирование) существенно больше, чем в известном способе, где кипятильник - испаритель работает с движением абсорбента практически в режиме идеального перемешивания. В результате ар(опт) снижается, как показывает анализ
температурах 45 - 50°C У  0.0004 - 0.0008%, что обеспечивает возможность очистки газа до остаточного содержания СО2 при Р  25 кг/см порядка 0.001%. Таким образом, в предложенной полезной модели решается поставленная задача: содержание СО2 в очищенном газе  0.005% обеспечивается при проведении очистки в одну ступень; получение чистого СО2 не связано с дополнительными затратами тепла. Кроме МЭА в предлагаемой установке могут быть использованы и другие абсорбенты, например, метилдиэтаноламин.