Категории

Производство углекислоты технология

Бизнес-план Строительства Завода По Производству Углекислоты

Идеи Малого Бизнеса

Оборудование для производства углекислоты

В качестве сырья используется практически любой вид углеродсодержащего топлива. Необходимое оборудование для производства углекислоты по этому методу состоит из двух ступеней. Первая — это топка и цикл абсорбции/десорбции, вторая — очистка CO2 и его сжижение.

Топочные газы отмываются от золы холодной водой в скруббере, и далее идут в абсорбер (поглотитель). В последнем аппарате (колонне) газы на насадке с большой поверхностью смешиваются с раствором моноэтаноламина (МЭА).

Газы вводятся в среднюю часть колонны, обедненный раствор поступает сверху, а насыщенный выводится снизу. Насыщенный раствор поступает в десорбер (отделитель). Он представляет собой котел, подогреваемый топочными газами.

Насыщенный раствор через насадку дефлегматора в котле десорбера смешивается с обедненным кипящим раствором, а углекислый газ с парами воды и примесью МЭА отводится на отмывку. Таким образом, замыкается цикл.

Следующая ступень — очистка и сжижение будет рассмотрена во второй части статьи, после описания первой ступени следующего процесса. Разницы нет никакой.


Получение CO2 из продуктов брожения

А это оборудование для производства углекислоты устроено еще проще. Из бродильных чанов (с брагой) углекислый газ отводится в пеноуловитель, а из него в скруббер с холодной водой, где газ отмывается от остатков сивушных масел, паров спирта и сернистых соединений.

Теперь об очистке и дальнейшей переработке CO2. В любом из двух способов мы приходим к этому этапу. Выделенный газ промывается раствором KMnO4 (перманганата калия) в нескольких колоннах для окончательной очистки от примесей, а затем еще промывается водой.

Для очистки от запахов, углекислый газ пропускают через активированный уголь (дезодоратор) и затем он идет в компрессор, который сжимает его до давления 20-22 бар. На выходе газ охлаждается в теплообменниках, сначала водой, а затем фреоном, и подвергается осушке в специальных патронах с влагопоглотителем.

Затем он при помощи еще одного холодильника конденсируется в жидкость и поступает в изотермическую цистерну (большой термос) на хранение. Отсюда готовый сжиженный CO2 поставляется потребителю в баллонах или идет на производство сухого льда.

Дополнительное оборудование

Кроме колонн и теплообменников в установках применяются центробежные насосы, газодувки и компрессор углекислого газа, работающий без смазки. Вместо дорогого сосуда Дьюара (изотермическое хранилище с вакуумной теплоизоляцией) может применяться цистерна с пенополиуретановой теплоизоляцией толщиной 150 мм, но для этого сосуда потребуется дополнительное охлаждение для реконденсации паров CO2.

?
Источник: http://www.business-equipment.ru/oborudovanie/oborudovanie-dlya-proizvodstva-uglekisloty.html

Производство углекислоты как свой бизнес

{REPLACEMENT-(h2>)-(h3>)}

Извлечение оксида углерода из технологических газов. Применение абсорбционно-десорбционного цикла в производстве углекислого газа. Расчет основных материальных потоков производства и расходных норм сырья и материалов. Тепловые балансы производства.

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

Размещено на http://www.allbest.ru/

Содержание

Введение

1. Анализ существующего способа производства и обоснование основных решений проекта

2. Физико-химические основы процессов и выбор параметров технологического режима

3. Характеристика сырья, вспомогательных материалов и готового продукта

4. Описание аппаратурно-технологической схемы производства

5. Расчёт основных материальных потоков производства и расходных норм сырья и материалов

5.1 Материальный баланс процесса абсорбции

5.2 Материальный баланс процесса десорбции

6. Тепловые балансы производства. Расчёт расходных норм энергетических затрат

6.1 Тепловой баланс абсорбции

6.2 Тепловой баланс десорбции

7. Расчёт основного оборудования. Подбор и характеристика вспомогательного оборудования

7.1 Расчёт основного оборудования

7.1.1 Конструктивный расчет абсорбера

7.1.2 Конструктивный расчет десорбера

7.1.3 Конструктивный расчет теплообменника

7.2 Механический расчет

7.2.1Механический расчет абсорбера

7.2.2 Механический расчет десорбера

7.3 Выбор вспомогательного оборудования

7.3.1 Оборудование для получения газообразной углекислоты

7.4.1 Оборудование для получения жидкой углекислоты

8. Ресурсосбережение и охрана окружающей среды

Заключение

Список использованной литературы

Введение

Диоксимд углеромда (углекимслый газ, двуомкись углеромда, оксимд углеромда (IV), умгольный ангидримд) -- бесцветный газ (в нормальных условиях), без запаха, со слегка кисловатым вкусом.

Плотность при нормальных условиях 1,97 кг/мі. При атмосферном давлении диоксид углерода не существует в жидком состоянии, переходя непосредственно из твёрдого состояния в газообразное. Твёрдый диоксид углерода называют сухим льдом. При повышенном давлении и обычных температурах углекислый газ переходит в жидкость, что используется для его хранения.

Концентрация углекислого газа в атмосфере Земли составляет в среднем 0,0395 %. Углекислый газ легко пропускает ультрафиолетовые лучи и лучи видимой части спектра, которые поступают на Землю от Солнца и обогревают её. В то же время он поглощает испускаемые Землёй инфракрасные лучи и является одним из парниковых газов, вследствие чего принимает участие в процессе глобального потепления. Постоянный рост уровня содержания этого газа в атмосфере наблюдается с начала индустриальной эпохи.

Использование двуокиси углерода в химической и нефтехимической промышленности

- углекислый газ используется при производстве синтетических химических веществ и регулировании реакторных температур, в частности при производстве соды, сульфата аммония, пигментов красителей

-служит для нейтрализации щелочных сточных вод

- используется в процессах очистки и осушки полимеров, волокон животного или растительного происхождения.

- для производства вспененных термопластичных полимерных материалов

- для замораживания участка трубопровода при проведении ремонтных работ на трубопроводах без осушки транспортируемой среды.

- углекислый газ является отличным растворителем и может служить для сухой очистки и промышленной уборки

- при изготовлении продукции из пластиков для охлаждения расплава вместо воды, что значительно повышает производительность

- для тушения пожаров и в огнетушителях

- для неабразивной очистки загрязненных поверхностей

- для создания давления в пластах при вторичном подъеме нефти из скважин

Двуокись углерода - защитная среда при сварке металлов, компонент многих технологических процессов в машиностроении, в металлургии , в изготовлении противопожарных средств. Применение сварки в среде углекислотного газа позволяет механизировать сварочные работы при изготовлении ответственных сварных конструкций и заменить во многих случаях ручную дуговую сварку полуавтоматической и автоматической сваркой. Полуавтоматическая сварка в среде углекислотного газа позволяет механизировать процесс сварки в монтажных условиях, когда применение других методов механизированной сварки исключается или затрудняется.

На ОАО «Алтайвагон» в качестве защитной среды при сварки металла применяют двуокись углерода. Который извлекают путем абсорбции из дымовых газов моноэтаноламинным абсорбентом.

1. Анализ существующего способа производства и обоснование основных решений проекта

В современной технологии извлечение из технологических газов оксида углерода (IV) с использованием аминоспиртов занимает первое место в общем числе промышленных способов. Применяемые растворы сдержат этанольные соединения - моноэтаноламин (C2H5O)NH2

(МЭА), диэтаноламин (C2H5O)2NH (ДЭА) и триэтаноламин (C2H5O)3N (ТЭА).

Этаноламины представляют собой бесцветные вязкие гигроскопичные жидкости, смешивающиеся с водой и низшими спиртами во всех соотношениях. Этаноламины почти не растворимы в неполярных растворителях и в значительной степени ассоциированы, очевидно за счет образования водородных связей. Относительная молекулярная масса МЭА равна 61.084, а ДЭА - 105.136.Температура кипения МЭА при 10.13 МПа -171 оС .Температура плавления МЭА составляет 10.54 оС, ДЭА- 28 оС. Высокая поглотительная способность МЭА, особенно при низких парциальных давлениях СО2, возможность тонкой очистки газа привели к широкому распространению этого процесса [1].

Поглотительная способность аминоспиртов для моноэтаноламина, диэтаноламина, триэтаноламина равны: 0,698;0,680;0,382; соответственно. Моноэтаноламин виду своей большей основностью имеет большую поглотительную способность. Именно моноэтаноламин применяется в современных методах извлечения CO2 из дымовых газов. Диэтаноламин в меньшей степени, чем моноэтаноламин поглощает CO2, однако его используют при очистки горячими щелочными растворами. Так как парциальное давление диэтаноламина над растворами на порядок меньше.

В технологии извлечения CO2 применяют от 12 % до 20% растворы моноэтаноламина [2].

Извлечение CO2 из дымовых газов состоит из двух процессов: абсорбция CO2 из газа в абсорбере и десорбция CO2 из отработанного раствора при повышенной температуре от 110 0С до 130 0С, то есть поглотительный раствор непрерывно циркулирует между абсорбентом и регенератором [3].

На ОАО «Алтайвагон» используют химический процесс абсорции. Хемосорбция - это процесс абсорбции, сопровождающийся химической реакцией газа с хемосорбентом. В отличие от физической абсорбции теплота растворения при хемосорбции велика до 125 кДж/моль; соответственно растворимость сильно зависит от температуры. Чем меньше концентрация растворимого газа, тем больше мольная теплота растворения, поэтому при малой концентрации газа в регенерированном растворе давление газа резко уменьшается с понижением температуры. Это позволяет достигать более тонкой очистки, чем при физической абсорбции, следовательно, при тонкой очистке, хемосорбция более эффективна [4].

При выборе хемосорбента надо учесть:

а) абсорбционная емкость - количество газа, которое способен поглотить абсорбент (м3/м3).

б) селективность растворителя - отношение растворимости извлекаемого газа к растворимости других компонентов газовой смеси.

в) температура кипения абсорбента должно быть высокой , а давление насыщенных паров растворителя при температуре абсорбции низким, при этом потери абсорбента минимальны.

г) вязкость абсорбента должна быть низкой, а то уменьшиться скорость массо и теплопередачи и увеличиться размеры аппаратов и расход энергии.

д) термоустойчивость абсорбента должна быть высокой, чтобы было меньше медленных побочных реакций, так как они уменьшают срок службы абсорбента и оказывают коррозионное действие [3].

Абсорбент на основе МЭА, как известно, имеет ряд преимуществ по сравнению с растворами ДЭА и ТЭА.

а) высокая поглотительная способность

б) низкая стоимость

в) стабильность процесса

г) легко регенерируется

В условиях роста масштабов промышленного производства, сложности технических систем и разнообразия, выполняемых ими функций на предприятиях химической промышленности, возникает проблема оценки эксплуатационной надежности функционирования оборудования. Задача обновления и замены технологического оборудования является одной из важнейших для предприятий химической промышленности и, в частности, для углекислотной станции. Средняя эксплуатация оборудования на предприятиях Барнаула составляет порой не более 15 лет. Такое оборудование не соответствует современным требованиям, часто выходит из строя, что ведет к остановкам производства, и, соответственно, к потере прибыли, снижению конкурентоспособности. Принятие решения о замене и обновлении технологического оборудования является ответственным и трудоемким.

Решением технологического проекта бакалаврской работы является: выбор нового оптимального оборудования, удовлетворяющее современным требованиям, которое при этом обеспечивало бы минимальные эксплуатационные затраты, сократить расход холодной воды на дополнительное охлаждение регенерированного раствора

моноэтаноламинна.

На ОАО «Алтайвагон» в качестве основного оборудования для охлаждения регенерированного раствора МЭА, и одновременного нагрева насыщенного раствора МЭА, применяется кожухотрубчатый теплообменник.

Как известно кожухотрубчатый теплообменник имеет ряд недостатков перед разборным пластинчатым теплообменником. Основным недостатком кожухотрубчатого теплообменника является его металлоемкость, по сравнению с пластинчатым теплообменником, его металлоемкость больше в 2 раза. Так же для дополнительного охлаждения регенерированного раствора МЭА с помощью кожухотрубчатого теплообменника, требуется дополнительный теплообменник - холодильник, который в свою очередь потребляет от 4 до 4,2 тонн холодной воды в час. С использованием разборного пластинчатого теплообменника данную потребность в дополнительном охлаждении можно исключить, так как для нагрева истощенного раствора МЭА и охлаждения регенерированного раствора МЭА вполне достаточно одного пластинчатого теплообменника.

Основными преимуществами разборного пластинчатого теплообменника являются:

а) Экономичность и простота обслуживания. При засорении пластинчатый теплообменник может быть разобран, промыт и собран двумя работниками в течение 4--6 часов.

б) Низкая загрязняемость поверхности теплообмена вследствие высокой турбулентности потока жидкости, образуемой рифлением, а также качественной полировки теплообменных пластин.

в) Срок эксплуатации уплотнительной прокладки у ведущих европейских производителей достигает 10 лет. Срок работы теплообменных пластин --20--25 лет. Стоимость замены уплотнений колеблется в пределах 15--25% от стоимости пластинчатого теплообменника, что дешевле аналогичного процесса замены латунной трубной группы в кожухотрубном теплообменнике, составляющей 80--90% от стоимости аппарата.

г) Стоимость монтажа пластинчатого теплообменника составляет -- 4% от стоимости оборудования, что на порядок ниже, чем у кожухотрубного теплообменника. Низкие массогабаритные показатели пластинчатого теплообменника позволяют сэкономить на монтаже и уменьшить площади, отводимые под тепловой пункт.

д) Индивидуальный расчет каждого пластинчатого теплообменника по оригинальной программе завода-изготовителя позволяет подобрать его конфигурацию в соответствии с гидравлическим и температурным режимами по обоим контурам.

е) Изменяемость под задачи: в случае необходимости площадь поверхности теплообмена в пластинчатом теплообменнике может быть легко уменьшена или увеличена простым извлечением или добавлением пластин.

ж) Конденсация водяного пара в пластинчатом теплообменнике позволяет обходиться без специального охладителя, т. к. процесс конденсации и охлаждения конденсата можно осуществить в одном аппарате.

з) Устойчивость к вибрациям: пластинчатые теплообменники высокоустойчивы к наведенной двухплоскостной вибрации, вызывающей повреждения кожухотрубного теплообменника.

и) Меньшие последствия при гидроударах. Самое негативное последствие гидравлического удара для разборного пластинчатого теплообменника -- выход из строя прокладок. В то время как для паяного или сварного, кожухотрубного в том числе, возможно повреждение .

Замена кожухотрубчатого теплообменника на разборный пластинчатый теплообменник позволит:

а) Сократить расход холодной воды на дополнительное охлаждение регенерированного раствора МЭА поступающего из десорбера.

б) Рационализовать использование производственной площади, так как при замене теплообменника сокращаются его габариты и следовательно высвобождается рабочие пространство [7].

2. Физико-химические основы процессов и выбор параметров технологического режима

В промышленном производстве углекислого газа применяется абсорбционно-десорбционный цикл, который заключается в поглощении углекислого газа моноэтаноламинном с последующей десорбцией углекислого газа из насыщенного раствора кипячением.

Технологический процесс состоит из следующих стадий:

-Производствогазасодержащегоуглекислыйгаз
-Очисткаиохлаждениеэтогогазапромываниемводой
-Поглощениеуглекислотымоноэтаноламинном
-Освобождениечистойуглекислотыизабсорбирующегорастворадесорбцией
-Конденсацияиотделениеводыизгаза
-Сушкаисжатиеочищеннойуглекислоты
-Конденсациягазавжидкость
Любой газ, свободный в достаточной степени от пыли, сернистых соединений и газообразных углеводородов, но содержащий углекислоту в достаточной концентрации (15 %) можно обрабатывать абсорбционно-десорбционным процессом с целью отделения в нем углекислого газа. При абсорбции диоксида углерода раствором моноэтаноламина образуются соли слабой угольной кислоты. Эти соединения при температуре больше 100 єС диссоциируют с выделением из раствора диоксида углерода.
Очистка природного газа от диоксида углерода МЭА - абсорбентом основана на следующих реакциях: [4].
2RNH2 + H2O + CO2 = (RNH3)2 CO3 (2.1)
(RNH3)2 CO3 + H2O + CO2 = 2RNH3HCO3 (2.2)
Где : R= НОCH2CH2,
3. Характеристика сырья, вспомогательных материалов и готового продукта
Исходным сырьем для получения двуокиси углерода являются дымовые газы - продукт сжигания природного газа. Дымовые газы имеют химический состав N2 - 87,9 %, О2 - 5,2 %, СО2- 6,9 %.
СO2 - 99,8 % . Плотность углекислого газа при 0 °С и давлении 760 мм рт. ст. равна 1,377 кг/м2, молекулярный вес - 44 кг/моль, относительная плотность по сравнению с воздухом 1,552 кг/м2, температура десублимации при давлении равном 1 атмосфере - 78,9 єС [5].
Моноэтаноламин органическое соединение, имеет вид густой маслянистой жидкости. Смешивается с водой, обладает сильными щелочными свойствами.Жидкость с характерным запахом, хорошо растворим в воде во всех соотношениях, плохо растворяется в эфирах, бензоле, толуоле. Моноэтаноламин - горючая жидкость, его водные растворы - трудно горючи. По степени воздействия на организм относится к веществам II класса опасности. Обладает щелочными свойствами, поэтому при попадании на открытые участки кожи, есть риск ожога. Средствами тушения являются распыленная вода, воздушно-механическая пена, порошок. Моноэтаноламин (МЭА) получают взаимодействием окиси этилена и аммиака. Имеет молекулярный вес 61,08 , плотность при 20 0С составляет 1,012 кг/м2,динамическая вязкость при температуре 25 0С равна 80·10і Па с [1].
Сода каустическая по ТУМХН - 531-41 используется 15 % раствор в качестве промывной жидкости для очистки оборудования линии производства газообразной углекислоты, перед пуском установки в эксплуатацию, а также после капитального ремонта установки.Содержит до 75 % NаОН. Сильная щелочь, гигроскопична, в воде хорошо растворяется с выделением тепла.
Транспортировку газообразной и жидкой углекислоты высокого давления поставляют по трубопроводу, давление которого должно быть согласовано - баллончиках для бытовых сифонов по ГОСТ 19136-80 объемом не менее 0,01 дм3. Баллоны и другие сосуды высокого давления, поступающие от потребителя должны иметь остаточное давление не ниже 0,004 МПа. Жидкая СО2 в баллонах транспортируется всеми видами транспорта в соответствии с правилами перевозки [4].
Таблица 3.1 - Технические требования, предъявляемые к диоксиду углерода

Наименование показателя

Норма

Высший сорт

Первый сорт

Второй сорт

1

2

3

4

1.Объемная доля диоксида углерода, %, не менее

99,8

99,5

98,8

2.Массовая концентрация минеральных масел и механических примесей, мг/кг

0,1

0,1

не нормируется

3.Объемная доля СО

отсутствие

отсутствие

отсутствие

4.Наличие Н2S

отсутствие

отсутствие

отсутствие

5.Наличие сернистой и азотистой кислот и органических соединений

отсутствие

отсутствие

отсутствие

6.Наличие НСl

отсутствие

отсутствие

отсутствие

7.Наличие NH3 и этаноламинов

отсутствие

отсутствие

отсутствие

8.Наличие запаха и вкуса

отсутствие

отсутствие

отсутствие

4. Описание аппаратурно-технологической схемы производств
Дымовые газы по дымоходу поступают в охладитель газа Х1 на охлаждение и частичную отмывку от механических примесей. Температура газа поступающего на очистку от 100 °С до 130 °С. В охладителе дымовые газы охлаждаются водой до температуры от 40-45 °С.
Охлажденный и очищенный дымовой газ поступает в нижнюю часть абсорбера К3, где он орошается 38,89 % раствором моноэтаноламина, подаваемым насосом в верхнюю часть абсорбера. Из нижней части абсорбера насыщенный раствор моноэтаноламина (МЭА) с помощью циркуляционных насосов поступает в теплообменник Т5, где нагревается до температуры 88 °С идущим противотоком горячим регенерированным раствором МЭА. Из теплообменников насыщенный раствор поступает в десорбер К9 на регенерацию. Тепло, необходимое для регенерации, сообщается раствору в вертикальных испарителях Т8 за счет подачи пара в межтрубное пространство. Регенерированный раствор с температурой 102 °С поступает из десорбера в теплообменники и холодильники. В теплообменниках регенерированный раствор (межтрубное пространство) охлаждается до 60 °С, одновременно нагревая насыщенный раствор (трубное пространство) до 88 °С. В холодильниках происходит дальнейшее охлаждение регенерированного раствора оборотной водой до температуры 38 °С.
Охлажденный регенерированный раствор МЭА с помощью насосов подается на орошение абсорбера таким образом, цикл очистки газа от СО2 замыкается.
Из десорбера парогазовая смесь, состоящая из газообразной углекислоты, паров воды и МЭА поступает на охлаждение в конденсатор Т10 (межтрубное пространство), где охлаждается до 35 °С при помощи оборотной воды (трубное пространство). Из конденсатора парогазовая смесь поступает в сборник конденсата С11, где осуществляется отбой газожидкостной смеси, которая затем перетекает в абсорбер. Углекислый газ поступает на I ступень компрессора М12.
Необходимый напор дымовых газов для преодоления сопротивления трубопроводов и аппаратов технологической схемы осуществляется турбовоздуходувкой.
Поступивший из сборника конденсата на I ступень компрессора М12, углекислый газ сжимается до давления 0,8 -1,0 МПа, после чего газ поступает в теплообменник Т13, который предназначен для использования его в качестве промежуточного холодильника после I ступени. Охлажденный в теплообменнике газ поступает в масловлагоотделитель I ступени С17, а оттуда на II ступень компрессора, где давление газа повышается до 3,0 - 3,2 МПа. После II ступени компрессора газ охлаждается в теплообменнике Т14, проходит через масловлагоотделитель II ступени С18, а затем поступает на III ступень компрессора, где давление повышается до 7,5 МПа.
В первом случае после III ступени компрессора газ проходит масловлагоотделитель III ступени С19, а затем сушку и очистку в угольных и силикогелевых фильтрах и дросселируется до давления 3 атм., а затем подается в ресивера Е23, откуда отбирается цехами-потребителями по магистральному трубопроводу.
Регенерация угольных фильтров производится паром при температуре 120 °С, силикогелевых фильтров производится углекислым газом, подогретым в электроподогревателе до температуры 180 °С в течение 6 часов. Во втором случае углекислый газ при давлении 7,5 МПа и температуре 35 °С, пройдя угольные и силикогелевые осушители, поступает в конденсатор компрессора Т22 при температуре 31 °С, сжимается и подается в стапельную батарею. Проектом предусмотрено наполнение углекислотных баллонов жидкой углекислотой в наполнительной при давлении 6,0 МПа [4].
5. Расчёт основных материальных потоков производства и расходных норм сырья и материалов
5.1 Материальный баланс процесса абсорбции
Уравнение материального баланса:
Gдым.г(вх)+GМЭАист.=Gдым.г(вых)+GМЭАнас.
где Gдым.г(вх) - количество дымовых газов, поступающих на абсорбцию, кг;
GМЭА ист - количество истощенного раствора МЭА, кг;
Gдым.г(вых) - количество дымовых газов, выходящих из абсорбера, кг;
GМЭА нас. - количество насыщенного раствора МЭА выходящего из абсорбера, кг.
Производительность абсорбера 252,91 м3/ч по диоксиду углерода.
Потребное количество дымовых газов рассчитывается по формуле:
Vдым.г (вх) =100*252,91 /(6,9*0,6),
где Vдым.г (вх) - объем дымовых газов, поступающих на процесс абсорбции, м3/ч;
6,9 - содержание СО2 в дымовых газах, об.%;
0,8 - заданная степень извлечения СО2 из дымовых газов;
Vдым.г (вх)= 100*252,91/(6,9*0,8)= 4581,7 м3/ч.
Масса дымовых газов находится по закону Авогадро: 1 моль любого газа занимает 22,4 литра. Составляем соотношение:
1 моль - 0,0224 м3
х моль - 4581,7 м3 х = 204540,3 моль.
Находим молярную массу дымовых газов по уравнению аддитивности:
Мдым.г =МСО2*хСО2 +МО2*хО2 +МN2*хN2 +МН2О*хН2О,
где МСО2 , МО2 , МN2 , МН2О - молярные массы СО2 , О2 , N2 , Н2О, г/моль;
хСО2 , хО2 , хN2 ,хН2О - содержание СО2 , О2 , N2 , Н2О, дол.ед.;
Мдым.г = 44*0,069+ 32*0,012 + 28*0,78 + 18*0,139 = 27,762 г/моль.
Массу дымовых газов находим по формуле:
Gдым.г (вх) = n* Мдым.г ,
где n - число молей дымовых газов, моль.
Gдым.г (вх) = 204540,3*27,762 = 5678447,8 г/ч или 5678,4 кг/ч.
Расчет количества МЭА.
Равновесная концентрация СО2 в МЭА составляет 0,8 моль/моль МЭА. Практически в абсорбере достигается 80 % степень карбонизации, т.е. 0,64 моль/моль МЭА. Принимаем, что после регенерации в растворе остается 0,2 моль СО2/моль МЭА.
Рабочая емкость раствора МЭА будет равна: 0,64-0,2=0,44 моль СО2/моль МЭА.
Количество МЭА, необходимое для абсорбции диоксида углерода находим по формуле:
L=G*MМЭА/(0,26*МСО2) ,
где L - количество МЭА, необходимое для абсорбции СО2, кг/ч;
МСО2 - молярная масса диоксида углерода, г/моль;
0,26 - рабочая емкость раствора МЭА;
G - количество диоксида углерода, кг/ч;
L= 500*61,08/(0,44*44)=1577 кг/ч МЭА - 100 % МЭА или
1577/0,3886=4058 кг/ч МЭА - масса 38,86 % раствора МЭА.
Кроме того, в этом же растворе находится оставшийся после регенерации диоксид углерода. После регенерации в растворе остается 0,2 моль СО2/моль МЭА. Находим число моль МЭА по формуле:
n= mМЭА/MМЭА ,
где n - число молей МЭА, моль;
mМЭА - масса МЭА, г;
ММЭА - молярная масса МЭА, г/моль.
n=1577000/61,08=25818,6 моль МЭА
Находим количество вещества диоксида углерода, которое остается после регенерации 87411,96 моль МЭА.
0,2 моль - 1 моль
х моль - 25822,1 моль
х = 5164,4 моль СО2
Находим массу диоксида углерода по формуле:
GСО2 = n* МСО2 ,
GСО2= 5164,4*44=227,2 кг СО2.
Масса раствора поступающего на абсорбцию:
GМЭА ист. = GМЭА р-р + GСО2 ,
GМЭА ист. = 4058+227,2= 4285,2 кг/ч
Находим массу дымовых газов уходящих из абсорбера:
Gдым.г (вых)= Gдым.г (вх) - GСО2 ,
Gдым.г (вых)=5678,4 -500= 5178,4 кг/ч
Находим массу насыщенного диоксидом углерода раствора МЭА выходящего из абсорбера:
GМЭА нас. = GМЭА ист. + GСО2 абсор ,
где GМЭА нас. - масса насыщенного диоксидом углерода раствора МЭА выходящего из абсорбера, кг/ч;
GМЭА ист. - масса истощенного раствора МЭА поступающего на процесс абсорбции, кг/ч;
GСО2 абсор - масса диоксида углерода абсорбированного из дымовых газов, кг/ч.
Т.к. производительность установки - 252,91 м3/ч или 252,91*1,98=500 кг/ч по диоксиду углерода, то GМЭА нас. =4058+500=4558 кг/ч.
Таблица 5.1 - Материальный баланс процесса абсорбции

Приход

Расход

Наименование статьи

Количество

Наименование статьи

Количество

кг

%

кг

%

1 Дымовые газы входящие всего, в т.ч.:
1.1 СО2
1.2 О2
1.3 N2

1.4 Н2О

5678,4
618,95
79,5
4468,9

511,05

41,1
4,5
0,6
32,3

3,7

1 Дымовые газы выходящие всего, в т.ч.:
1.1 СО2
1.2 О2
1.3 N2

1.4 Н2О

5178,4
118,95
79,5
4468,9

511,05

37,5
0.9
0,6
32,3

3,6

2 Раствор МЭА истощенный, всего в т.ч.:
2.1 Раствор МЭА 15 %-ный

2.2 СО2 оставшийся после регенерации

4285,2
4058

227,2

58,9
57,3

1,6

2 Раствор МЭА насыщенный, всего в т.ч.:
2.1 Раствор МЭА 15 %-ный
2.2 СО2 оставшийся после регенерации

2.3 СО2 абсорбированный

4558
4285,2
227,2

500

47,6
44,8
12,4

5,2

Всего

19927.2

100

Всего

19927.2

100

5.2 Материальный баланс процесса десорбции
Материальный баланс процесса десорбции описывается уравнением:
GМДЭА нас. = GМЭА ист. + GСО2 г. ,
где GМЭА нас. - количество насыщенного раствора МЭА поступающего на регенерацию в десорбер, кг/ч;
GМЭА ист. - количество истощенного раствора МЭА выходящего из десорбера, кг/ч;
GСО2 г. - количество газообразного диоксида углерода, выделившегося в процессе десорбции в газовую фазу, кг/ч.
GМЭА ист. =4285,2 кг/ч;
GСО2 г. =500 кг/ч;
GМЭА нас. =4558 кг/ч.
Поученные данные сведены в таблицу 5.2
Таблица 5.2 - Материальный баланс процесса десорбции

Приход

Расход

Наименование статьи

Количество

Наименование статьи

Количество

кг

%

кг

%

1 Раствор МЭА насыщенный, всего в т.ч.:
1.1 Раствор МЭА 15 %-ный
1.2 СО2 оставшийся после регенерации

1.3СО2 абсорбированный

4558
4058
227,2

500

100
91,6
2,6

5,8

1 Раствор МЭА истощенный, всего в т.ч.:
1.1 Раствор МЭА 15 %-ный
1.2 СО2 оставшийся после регенерации

2 СО2 выделившийся в газовую фазу

4285,2
4058
227,2

500

94,2
91,6
2,6

5,8

Всего

9343,2

100

Всего

9343,2

100

6. Тепловые балансы производства. Расчёт расходных норм энергетических затрат
6.1 Тепловой баланс процесса абсорбции
Уравнение теплового баланса
Qпр=Qрас
Приход тепла:
Qпр=Q1+Q2
где: Q1- количество тепла с поступающим газом после очистки;
Q2-тепло с раствором амина;
Расход тепла:
Qр=Q2+ Q4+Q5
где: Q3- тепло, с уходящим истощенным раствором;
Q4- тепло, уносимое насыщенным абсорбентом из абсорбера
Q5 - Потери в окружающую среду
Приход:
Расчет ведем по формуле:
Q = G •Cp • t,
где G - количество поступающего реагента;
Cp - теплоемкость реагента;
t - температура, с которой подается реагент.
а)Количество тепла с поступающим на очистку газом :
При температуре 45 С0 Cp = 1,0825 кДж/(кг*К)
Q1= 5678,4*1,0825*(45+273)=1954704,024 кДж
б)Тепло с раствором амина
Cp = 2,72 кДж/(кг*К)
Q2 = 4285,2 *2,72*(35+273)=3589969,152 кДж
Всего ?Q=5544673,176 кДж
Расход:
а) Тепло, с уходящим истощенным раствором
Q3 =m.*Cp*T,
Q3 =5178,4*2,112*(38+273)=1737236,5758 кДж
где m - масса истощенного раствора, кг;
Ср - теплоемкость истощенного раствора, кДж/кг*К;
Т - температура истощенного раствора, К.
m=5178,4
Ср смеси = 2,112 кДж/кг*К
Температура истощенного раствора Т=38 оС
б) Тепло, уносимое насыщенным абсорбентом из абсорбера
Q4 = m.*Cp*T
Q4 = 4558 *1,2177*(40+273)=3401338,8288 кДж
в) Потери в окружающую среду
Находим количество теплоты, уходящей в окружающую среду. Они составляют 1,77 % от общего прихода тепла.
Общий приход тепла равен:
Q1 + Q2 = 5138575,4046 кДж.
Потери в окружающую среду составляют:
Q5=5138575,4046 ·0,07903=406097,7714 кДж.
Всего ?Q=5544673,176кДж
Таблица 6.1 -Тепловой баланс процесса абсорбции

Приход

Расход

Наименование статьи

Количество

Наименование статьи

Количество

МДж

%

МДж

%

1

2

3

4

5

6

1. С дымовыми газами

1954,7

35,2

1. Тепло, с уходящим истощенным раствором

1737,2

53,3

2. Тепло с раствором амина

3590

64,8

2. Тепло, уносимое насыщенным абсорбентом из абсорбера

3401,3

38,1

3. Потери в окружающую среду

406,2

8,6

Всего

5544,7

100

Всего

5544,7

100

6.2 Тепловой процесс процесса десорбции
Тепловой баланс процесса десорбции описывается уравнением:
Q1 + Q2 = Q3+Q4+Q5+ Q6 + Q7,
где Q1 - тепло с насыщенным раствором МЭА, кДж/ч;
Q2 - тепло с греющем паром, необходимым для процесса десорбции,
Q3 - тепло с уходящим истощенным раствором МЭА, кДж/ч;
Q4 - тепло с диоксидом углерода выделившимся в процессе десорбции из раствора МЭА, кДж/ч;
Q5- тепловой эффект реакции десорбции, кДж/ч;
Q6- тепло с конденсатом греющего пара, кДж/ч;
Q7 - теплопотери в окружающую среду, кДж/ч.
Количество теплоты приходящей с насыщенным раствором МЭА находится по формуле:
Q1 =m*Cp*T,
где m - масса МЭАнас., кг;
Ср - теплоемкость раствора МЭА, кДж/кг*К;
Т - температура раствора МЭА, К.
Находим массу раствора МЭАнас. по формуле:
mМЭА нас.= mМЭА + mCO2 ост + mСО2 абсор,
где mМЭА нас. - масса насыщенного раствора МЭА. кг/ч;
mМЭА - масса 38,86 %-ного раствора МЭА, кг/ч;
mCO2 ост - масса СО2 оставшаяся после регенерации, кг/ч;
mСО2 абсор - масса СО2 абсорбированного из дымовых газов, кг/ч.
mМЭА нас.= 35576,9 + 769,223 +1000 = 37346,1 кг/ч.
Теплоемкость раствора находим по уравнению аддитивности:
Ср р-ра = Ср МЭА*х1 + СрСО2ост*х2 + СрСО2абс*х3,
где Ср р-ра - теплоемкость насыщенного раствора МЭА, кДж/кг*К;
Ср МЭА ,СрСО2ост ,СрСО2абс - теплоемкость 38,86 %-ного раствора МЭА, диоксида углерода, оставшегося после десорбции, абсорбированного диоксид углерода из дымовых газов.
Ср р-ра = 3,256*0,9526+0,93*0,0206+0,93*0,0268=3,3 кДж/кг*К.
Температура насыщенного раствора Т=88 оС.
Q1 =8447,9*(88+273)*3,3= 10302243 кДж/ч.
Находим теплоту с греющим паром Q2 по формуле:
Q2 = H*Gгр.п. *GCO2 ,
где Н - энтальпия греющего пара, кДж/кг;
Gгр.п. - удельный расход греющего пара,кг/кг;
GCO2 - масса диоксида углерода, выделившегося в процессе десорбции.
Н - 2786,35 кДж/кг, температура греющего пара 120 оС.
Gгр.п. = 3 кг/кг, (данные РИСХМ).
Q2 = 2786,35*3*500*1,05=4385012,5 кДж/ч;
где 1,05 - избыток греющего пара с учетом теплопотерь.
Находим количество теплоты, уносимой из десорбера, с истощенным раствором МЭА по формуле:
Q3 =mМЭА ист.*Cp*T,
где mМЭА ист. - масса истощенного раствора МЭА, кг/ч;
Ср - теплоемкость истощенного раствора, кДж/кг*К;
Т - температура истощенного раствора, К.
Находим массу истощенного раствора МЭА по формуле:
mМЭА ист.= mМДЭА + mCO2 ост ,
mМЭА ист.= 7920,7 + 227,2 =8147,9 кг/ч.
Теплоемкость смеси раствора МЭА и диоксида углерода находим по уравнению:
Ср смеси = Ср МЭА*х1 + СрСО2 ,
где Ср р-ра - теплоемкость насыщенного раствора МЭА, кДж/кг*К;
Ср р-ра = 3,746*0,916+0,93*0,026=3,112 кДж/кг*К.
Температура истощенного раствора Т=102оС.
Q3 =8147,9*3,109(102+273)=9508599,3 кДж/ч.
Находим количество теплоты, уходящей из десорбера, с диоксидом углерода:
Q4= mСО2*Cp*T,
где mСО2 - масса выделившегося диоксида углерода в газовую фазу в процессе десорбции, кг/ч;
Т - температура диоксида углерода, К.
Q4 = 500*0,93*(102+273)=174375 кДж/ч.
Находим тепловой эффект реакции десорбции. Интегральная теплота растворения СО2 зависит от степени карбонизации раствора МЭА. При степени карбонизации 0,64, интегральная теплота растворения равна 97,09 кДж/моль СО2.
Число молей СО2 равно 142118.
Q5= 97,09·142118=13707236,6 кДж.
Находим количество теплоты с конденсатом греющего пара, уходящим из регенератора по формуле:
Q6 = mконд. ·Ср.конд. ·Тконд. ,
где mконд. - масса конденсата греющего пара, кг/ч;
Ср - теплоемкость конденсата греющего пара (воды), кДж/кг*К;
Тконд. - температура конденсата греющего пара, (52 оС) К.
Q6= 3·500·1,05·4,19·(273+52)=3377946,3 кДж/ч.
Находим количество теплоты, уходящей в окружающую среду. Они составляют 1,77 % от общего прихода тепла.
Общий приход тепла равен:
Q1 + Q2 = 10302243+4385012,5=14690756,5 кДж/ч.
Потери в окружающую среду составляют:
Q7 =14690756,5 ·0,0177=260026,4 кДж/ч.
Полученные данные сведены в таблицу 6.2
Таблица 6.2 -Тепловой баланс процесса десорбции

Приход

Расход

Наименование статьи

Количество тепла

Наименование статьи

Количество тепла

МДж/ч

%

МДж/ч

%

1

2

3

4

5

6

1

2

3

4

5

6

1С раствором МЭАист.

2 С греющим паром

10302,2

4388,5

70,13

29,87

1 С раствором МЭАист.
2Суглекислым газом

3С процессом десорбции

9508,6
156,2

1370,9

64,73
1,17

9,34

4 С
конденсатом греющего пара

5 Потери в окружающую среду

3377

260

22,99

1,77

Всего

14690,7

100

Всего

14690,7

100

7. Расчёт основного оборудования. Подбор и характеристика вспомогательного оборудования

К основному технологическому оборудованию сушильно-абсорбционного отделения относятся:

а) Абсорбер;

б) Десорбер;

в) Теплообменник;

К вспомогательному оборудованию относят:

г) Конденсатор;

д) Насосы;

е) Компрессор;

ж) Испаритель;

Абсорбер -- аппарат для поглощения газов, паров, для разделения газовой смеси на составные части растворением одного или нескольких компонентов этой смеси в жидкости, называемой абсорбентом (поглотителем). Абсорбер обычно представляет собой колонку с насадкой или тарелками, в нижнюю часть которой подается газ, а в верхнюю -- жидкость; газ удаляется из абсорбера сверху, а жидкость -- снизу. Абсорбер применяется в химической, нефтеперерабатывающей и других отраслях промышленности.

Виды абсорберов:

При абсорбции процесс протекает на поверхности соприкосновения фаз. Поэтому абсорберы должны иметь развитую межфазную поверхность. Исходя из способа создания этой поверхности, абсорберы условно делят на три группы:

а) поверхностные абсорберы

б) барботажные абсорберы

в) распыливающие абсорберы

Необходимо отметить, что один и тот же тип аппарата в зависимости от условий работы может работать в разных режимах. Так, например, насадочный колонный абсорбер может работать как в пленочном режиме, так и в барботажном.

а) в барботажных абсорберах поверхность соприкосновения фаз развивается потоками газа, распределяющегося в жидкости в виде пузырьков и струек. Такое движение газа (барботаж) осуществляется в тарельчатых колоннах с колпачковыми, ситчатыми или провальными тарелками в виде горизонтальных перегородок.Эти абсорберы обладают хорошим контактом между фазами, могут работать при любом, в том числе при низком, расходе жидкости, отводить тепло, пригодны дня работы с загрязненными средами. Основные недостатки - сложность конструкции и высокое гидравлическое сопротивление (используются при абсорбции с повышенным давлением).

б) тарелочные абсорберы подразделяют на колпачковые, ситчатые и решетчатые. Тарелочные абсорберы представляют собой вертикальные колонны, разделенные по высоте рядом тарелок. На них создается определенный по высоте уровень абсорбента, перетекающего вниз с тарелки на тарелку. Через колпачки решетки или сита сквозь слой абсорбената барботируется газ, содержащий выделяемый продукт. Наибольшее распространение в пищевой промышленности получили насадочные и тарелочные абсорберы.

в) насадочные абсорберы представляют собой колонны, загруженные насадкой - твердыми телами разной формы. Наиболее распространены насадки в виде тонкостенных колец из антикоррозийных материалов (керамика, фарфор), реже из стали или ряда решеток из досок. В качестве насадок применяют также кокс и дробленый кварц (размер кусочков от 25 до 100 мм).

Насадочные колонны являются наиболее распространенным типом абсорбера. Они просты в изготовлении, но малопригодны при работе с загрязнеными жидкостями, так как не достигается полная смачиваемость насадки и недостаточен отвод тепла. В абсорберах с псевдоожиженным (кипящим) слоем рабочий процесс значительно интенсифицируется.

г) абсорбер с листовой насадкой (пластинчатый) представляет колонну с насадкой в виде листов твердого материала (дерево, металл, пластмассы и др.) или туго натянутые полотнища ткани. Жидкость подается на абсорбцию через патрубок и распределительное устройство, которое обеспечивает равномерное смачивание и орошение всех листов насадки.

Газ поступает в нижнюю часть колонны и направляется вверх. Аппараты этого типа пригодны для использования при незначительном тепловом эффекте растворения газа, так как удаление тепла происходит только за счет теплоотдачи в окружающую среду.

Весьма широкое распространение в промышленности получили тарельчатые колонны с переливными тарелками и со ступенчатым контактом фаз. Основными контактными элементами тарельчатых абсорберов являются различного типа тарелки, размещенные в корпусе колонны по высоте на определенном расстоянии друг от друга. Абсорбент подается на верхнюю тарелку и перетекает на нижележащие тарелки по переливным устройствам. Очищаемый газ поступает в абсорбер снизу, распределяется по контактным элементам тарелки, барботирует через слой абсорбента, при этом происходит перенос вещества из газовой фазы в жидкую. В тарельчатых абсорберах происходит многоступенчатый контакт газа и абсорбента, в результате которого достигается высокая степень поглощения. Тарельчатые абсорберы имеют следующие преимущества: возможность работы при любых отношениях весовых количеств жидкости и газа, в том числе и ничтожно малых, при которых насадочный аппарат совершенно невозможно использовать; сохранение рабочего распределения концентраций жидкости по высоте многотарельчатого аппарата при его остановках и последующем возобновлении работы , возможность отвода теплоты абсорбции с помощью холодильников, размещенных на тарелках колонны; меньшие размеры и вес аппаратов. С помощью тарелок осуществляется направленное движение фаз и многократное взаимодействие жидкости и газа.

На СДС «Алтай вагон» применяют тарельчатый абсорбер. Он отвечает требованиям производительности, экономичности, конструктивности, надежности и долговечности. Применение на СДС «Алтай вагон» других абсорберов с массопередающей поверхностью не обеспечит большей производительности и эффективности абсорбции. Поэтому, замена оборудования на другие аппараты с массопередающей поверхностью не оправдывает капитальных затрат на демонтаж старого и монтаж нового оборудования и т.д.

Десорбер, вертикальный цилиндрический аппарат пенный, тарельчатого типа со сливным устройством. В верхней части имеется брызгоотбойный слой насадки - кольца Рашига. Конструкция десорбера аналогична конструкции абсорбера. Для изготовления фильтра используется высоколегированную сталь марки Ст3, т.к. удовлетворяет всем требованиям, которые нужны в данном технологическом процессе.

Теплообменный аппарат-- устройство, в котором осуществляется теплообмен между двумя теплоносителями, имеющими различные температуры. По принципу действия теплообменники подразделяются на рекуператоры и регенераторы. В рекуператорах движущиеся теплоносители разделены стенкой. К этому типу относится большинство теплообменников различных конструкций. В регенеративных теплообменниках горячий и холодный теплоносители контактируют с одной и той же поверхностью поочередно. Теплота накапливается в стенке при контакте с горячим теплоносителем и отдается при контакте с холодным, как, например, в кауперах доменных печей. Теплообменники применяются в технологических процессах нефтеперерабатывающей, нефтехимической, химической, атомной, холодильной, газовой и других отраслях промышленности, в энергетике и коммунальном хозяйстве. От условий применения зависит конструкция теплообменника. Существуют аппараты, в которых одновременно с процессами теплообмена протекают и смежные процессы, такие как фазовые превращения, например, конденсация, испарение, смешение. Такие аппараты имеют свои наименования: конденсаторы, испарители, градирни, конденсаторы смешения. В зависимости от направления движения теплоносителей рекуперативные теплообменники могут быть прямоточными при параллельном движении в одном направлении, противоточными при параллельном встречном движении, а также при взаимно перпендикулярном движении двух взаимодействующих сред.

Типы теплообменников:

а) Кожухотрубные теплообменники

б) Двухтрубные теплообменники типа "труба в трубе"

в) Пластинчатые теплообменники

а) кожухотрубные теплообменники. К корпусу, кожуху по торцам приварены трубные решетки, в которых закреплены пучки труб. В основном трубы в решетках крепятся с уплотнением развальцовкой или каким-то другим способом в зависимости от материала труб. Трубные решетки закрываются крышками на прокладках и болтах. На корпусе имеются патрубки, через которые один теплоноситель проходит через трубное пространство. Второй теплоноситель через патрубки на крышках проходит по трубам. Во многоходовом теплообменнике в корпусе и крышках установлены перегородки для повышения скорости теплоносителей. Для увеличения теплоотдачи применяют оребрение теплообменных труб, которое выполняется или накаткой или навивкой ленты. В случае необходимости конструкция аппарата должна предусматривать его очистку

б) двухтрубные теплообменники типа "труба в трубе"

Теплообменные аппараты типа труба в трубе, благодаря небольшому размеру отдельных секций и возможности компоновать из них необходимые конфигурации, в Советском Союзе получили весьма широкое распространение, поскольку тогда не существовало индивидуально проектируемых теплообменников. Сегодня популярность теплообменников типа труба в трубе снижается, из-за низкой эффективности аппаратов и быстрого загрязнения рабочих поверхностей.

Теплообменники типа труба в трубе универсальны по сфере применения, и могут использоваться в нефтехимической и химической промышленности, нефтехимии, металлургии, медицине, пищевой промышленности и т.д.

Теплообменники труба в трубе рассчитаны на применение в областях с сейсмической активностью до 7 баллов по 12-балльной шкале.

При изготовлении данных теплообменников используются теплообменные трубы гладкие.Изготовляются в двух вариантах исполнения: с приварными двойниками и со съемными двойниками.

в) пластинчатые теплообменники до настоящего момента пластинчатые теплообменники являются относительно новым видом оборудования для рынка России. История возникновения пластинчатых теплообменников уходит корнями в конец девятнадцатого века. Именно тогда доктор Ричард Зелигман разработал и внедрил первые пластинчатые теплообменники. Их конструкция была схожа с конструкцией фильтр-прессов, использующихся в пищевой промышленности. В раму, стягиваемую одним винтом, устанавливались квадратные теплообменные пластины, выполненные из бронзы. Причем пластины для первых пластинчатых теплообменников были не штампованными как в настоящее время, а изготавливались методом фрезерования из листа толщиной 15-30 мм. По периметру теплообменных пластин также устанавливалась прокладка. Как и фильтр-пресс, первые пластинчатые теплообменники использовались для обработки соков,

их нагрева и охлаждения. И соответственно их рабочие характеристики были весьма не велики. Давление и температура для пластинчатых теплообменников того времени были ограничены величинами 6 атм. и 110 градусов Цельсия. Такие ограничения также были обусловлены и технологиями того времени. Например, тонколистовой прокат нержавеющей стали, используемый сейчас для изготовления пластин, появился только в середине двадцатого века.

Выход пластинчатых теплообменников из рамок пищевой промышленности произошел только в 60-70х годах прошлого века. Развитие химической, обрабатывающей и металлургической промышленности позволило создать конкурентоспособные материалы для пластин и уплотнений. Появление первых обрабатывающих центров позволило перейти к крупносерийному производству рам для пластинчатых теплообменников. Таким образом, кроме пищевого использования пластинчатые теплообменники выходят на арену энергетики, морского и речного судостроения имея соответствующие технические характеристики. Дальнейшее развитие технического прогресса, появление новых сталей, новых резин ведет к улучшению технических свойств пластинчатых теплообменников. На сегодня пластинчатые теплообменники имеют максимальное рабочее давление 25 атм. и максимальную рабочую температуру 180 градусов Цельсия. Площадь теплообмена единичного пластинчатого теплообменника может достигать 2500 м2. Максимальный расход (для воды), пропускаемый через единичный пластинчатый теплообменник, достигает 3500 т/ч. Максимальная мощность для единичного пластинчатого теплообменника составляет 150 МВт.

Таким образом, пластинчатые теплообменники по своим характеристикам занимают достаточно большую нишу в общем ряду теплообменных аппаратов. Конечно, в отличие от трубчатых, они не рассчитаны на работу с высокими температурами и давлениями, но их эффективность для применений на водных средах выше в несколько раз. Основными областями применения пластинчатых теплообменников на сегодня являются нагрев и охлаждение различных жидкостей и газов, конденсация паров, рекуперация тепла и т.п. Сейчас практически ни одна отрасль промышленности не обходиться без применения пластинчатые теплообменники [6].

7.1 Расчёт основного оборудования.

7.1.1 Конструктивный расчет абсорбера

Исходные данные:

- рабочая скорость газа щг. = 2 м/с;

- температура в абсорбере T= 50 оС;

- давление в абсорбере Р= 0,11 МПа;

- рабочий объем газов Vр = 7108,4 м3/ч;

- общая поверхность массопередачи F= 7,865 м2.

Определим площадь поперечного сечения аппарата:

Sсеч.=Vр/3600· щг.. ,

где Vр - рабочий объем газа, м3/ч; щг - рабочая скорость газа, м/с.

Sсеч. = 7108,4/3600· 2 = 0,987 м2

Рассчитаем диаметр абсорбера:

,

= 1,12 м

Принимаем диаметр абсорбера 1,2 м

Количество тарелок рассчитывается по формуле:

n= F/Scеч. ,

n= 7,865/0,987= 7,9 8 тарелок

где F - общая поверхность массопередачи, м2.

Если ввести коэффициент запаса по общей поверхности массопередачи, равный 1,25, то F=1,25·7,865=9,83. Следовательно, количество тарелок абсорбера: n= 9,83/0,987=9,9 10 тарелок.

По данным ЛТИ для абсорбера СО2 растворами МЭА принимаем диаметр отверстий 4 мм при расстоянии между центрами отверстий 8 мм.

Выбираем насадку кольца Рашига, удельная поверхность которой составляет 500 м2/м3, свободный объем 0,88 м3/м3, эквивалентный диаметр 0,007 м, насыпная плотность 960 кг/м3.

Высота аппарата: Н= Vнас./Sсеч= 6,65 м [8].

7.1.2 Конструктивный расчет десорбера

Исходные данные:

- плотность орошения щж. = 40 м3/ч;

- температура в десорбере T= 100 оС;

- давление в десорбере Р= 0,03 МПа;

- расход насыщенного раствора б = 25 м3/ч;

- общая поверхность массопередачи F= 1,13 м2.

Рассчитаем площадь поперечного сечения десорбера:

Sсеч.=б/щж. ,

где щж. - плотность орошения, м3/ч; б - расход насыщенного раствора, м3/ч.

Sсеч.=25/40=0,625 м3/ч.

Отсюда, рассчитаем диаметр аппарата по формуле:

D===1,00м

Для расчета числа тарелок пользуются формулой:

n=

n= =2,48 тарелок

Так как в аппарате 3 зоны домножаем на заданный коэффициент 2,3 и получаем: 2,32,48=5,7 6 тарелок.

Высота десорбера: H= Vнас./Sсеч= 6,7 м [8].

7.1.3 Конструктивный расчет теплообменника

Исходные данные:

Количество раствора МЭА поступающего в теплообменник L=18м3/час;

Температура регенерированного раствора МЭА на входе в теплообменник t2=104 0С, на выходе из теплообменника t1=55 0C. Температура насыщенного раствора на входе в теплообменник t3=40 0C, а на выходе t4=89 0C.

а) Q - количество тепла, отдаваемого в теплообменнике регенерированным раствором

Q=L*(t1-t2)*Cp

L=18м3/час; t1=55 0C; t2=104 0C; Cp=3,74 кДж/кг.

б)Средняя логарифмическая разность температур

t=(t1-t4)-(t2-t3)/2.3*lg(t1-t4)/(t2-t3)=(104-89)-(55-40)/2.3*lg(14/15)=150C

в) Поверхность теплопередачи F=Q/ t*kT=3368699.1/15*1046,7=214,6 м2

214,6 м3 необходимая поверхность теплопередачи [8].

Из каталога пластинчатых теплообменников компании Ридан. Выбираем пластинчатый теплообменник HHN№41 Ду150 с максимальной поверхностью теплообмена 217,35 м2 , что удовлетворяет необходимые требования.

Ридан HHN№41 Ду150 имеет массу 1550 кг, длину А=3252 мм. высоту B=2696 мм. ширину С=880 мм, диаметр входных отверстий равную 21мм, количество пластин 485 шт. поверхность теплопередачи одной пластины 0.45 м2 [7].

7.2 Механический расчет проектируемых аппаратов

7.2.1 Механический расчет абсорбера

Выбираем материал корпуса - сталь Ст3.

Расчетное давление определяется:

Рр=Р+Рг,

где Рр - расчетное давление;

Р - рабочее давление;

Рг - гидравлическое давление

Рр = Р = 0,11 МПа

Пробное давление находим по формуле:

Ри=max{1,5Р[у]20/[у];0,2},

где [у]20 - допускаемое напряжение при 20 oC, МПа;

[у] - допускаемое напряжение при рабочей температуре 50 oC, МПа.

Допускаемое напряжение определяется по формуле:

[у]=зу*,

[у] =134 МПа.

Допускаемое напряжение при испытаниях определяется по формуле:

[у]и=ут20/1,1,

[у]и =220/1,1 = 200 МПа.

где ут20 - расчетный предел текучести при 20 оC, МПа.

Модуль продольной упругости Е = 2,15105 МПа.

Коэффициент прочности сварных швов ц =1.

Отсюда следует, что Ри = max {1,50,11220/134;0,2}= mах {0,18;0,2}.

Sp = max{0,11 1200/(21134?0,11); 0,21200/(21200 - 0,2)}=mах{0,49; 0,6}.

Исполнительная толщина рассчитывается:

S = Sp +C + Co,

где Со - прибавка на округление.

С=С1+С2+С3

С1=Ск+Сэ,

где Ск - прибавка на коррозию, определяется по формуле:

Ск=П•ф,

где П - проницаемость среды в материал, мм/год;

ф - срок службы аппарата, лет.

Для стали Ст3 Ск = 1

С2 - прибавка на минусовой допуск, С2=0,18;

С3 - техническая прибавка, С3 =0;

С = 1,18 мм.

S = 0,6+1,18 + 0,22= 2 мм.

Причиной потери устойчивости оболочки абсорбера является действие осевой сжимающей силы F.

Условие устойчивости:

F/[F] < 1,

где [F] - допускаемая осевая сжимающая сила, МН;

m=25 тонн

g=9.81

F = m·g = 0,25 MH.

Допускаемая осевая сжимающая сила находится по формуле:

[F]=[F]у/,

где [F]у - допускаемая сжимающая сила, определяемая из условия прочности, МН;

[F]E - допускаемая осевая сила, определяемая из условия устойчивости в пределах упругости, МН.

[F]у определяется по формуле:

[F]у = ·(D+S-C)·(S-C)·[у],

[F]у = 3,14·(1200+0,82)·0,82·134 =920333,5654 Н=9,2 МН.

[F]E определяется по формуле:

[F]E = 310·10-6·Е/ny·D2·[100·(S-C)/D]2·,

где nу - коэффициент запаса устойчивости в рабочем состоянии

(nу=2,4); Е=2,15·105 МПа;

[F]E =310·10-6·2,15·10-5/2,4·12002·[100·0,82/1200]2 ·= 392434,682=3,92 МН.

[F]=9,2/ = 3,61 МН.

Проверяем условие устойчивости: 0,25/3,61 <1.

Толщину стенки днища принимаем равной толщине стенки аппарата [9].

7.2.2 Механический расчет десорбера

Выбираем материал корпуса - сталь Ст3.

Расчетное давление определяется:

Рр=Р+Рг

Рр = Р = 0,03 МПа

Пробное давление находим по формуле:

Ри=max{1,5Р[у]20/[у];0,2},

где [у]20 - допускаемое напряжение при 20 oC, МПа;

[у] - допускаемое напряжение при рабочей температуре 100 oC, МПа.

Допускаемое напряжение определяется по формуле:

[у]=зу*

[у] =130 МПа.

Допускаемое напряжение при испытаниях определяется по формуле:

[у]и=ут20/1,1,

[у]и =220/1,1 = 200 МПа.

где ут20 - расчетный предел текучести при 20 oC, МПа.

Модуль продольной упругости Е = 2,15105 МПа.

Коэффициент прочности сварных швов ц =1.

Отсюда следует, что Ри = max {1,50,03220/130;0,2}= mах {0,05;0,2}.

Sp = max{0,031000/(21134?0,03); 0,21000/(21200-0,2)}=mах{0,11; 0,5}.

...

Подобные документы

  • Переработка газов

    Классификация углеводородных газов. Процесс очистки газов от механических примесей. Осушка газа от воды гликолями. Технология удаление сероводорода и углекислого газа. Физико-химические свойства абсорбентов. Процесс извлечения тяжелых углеводородов.

    презентация [3,6 M], добавлен 26.06.2014

  • Сбор газа. Очистка газа от механических примесей. Абсорбционная и адсорбционная осушка и очистка газа от сероводорода и двуокиси углерода

    Централизации технологических объектов подготовки газа. Конфигурации трубопроводных коммуникаций и расчет рабочего давления. Очистка от механических примесей. Общая оценка процесса осушки газа, способы выделения из него сероводорода и двуокиси углерода.

    реферат [992,0 K], добавлен 07.06.2015

  • Технология и оборудование производства изделий из пластмасс и композиционных материалов

    Технико-экономическое обоснование производства. Характеристика готовой продукции, исходного сырья и материалов. Технологический процесс производства, материальный расчет. Переработка отходов производства и экологическая оценка технологических решений.

    методичка [51,1 K], добавлен 03.05.2009

  • Проект отделения очистки конвертированного газа от оксидов углерода

    Направления развития технологий производства аммиака. Характеристика сырья и готовой продукции. Материальный баланс абсорбера. Совершенствование отделения очистки производства аммиака третьей очереди. Правила обслуживания, пуска и остановки производства.

    курсовая работа [1,4 M], добавлен 06.12.2014

  • Расчет процесса абсорбции диоксида углерода раствором "Карсол" в агрегате получения аммиака

    Технология и химические реакции стадии производства аммиака. Исходное сырье, продукт синтеза. Анализ технологии очистки конвертированного газа от диоксида углерода, существующие проблемы и разработка способов решения выявленных проблем производства.

    курсовая работа [539,8 K], добавлен 23.12.2013

  • Переработка отходов производства полимерных труб

    Анализ материального баланса, норм расхода материалов и энергоресурсов, технологические потери, контроль производства и управления технологическим процессом производства полимерных труб. Особенности хранения и упаковки возвратных технологических отходов.

    контрольная работа [24,0 K], добавлен 09.10.2010

  • Проект производства формалина

    Изучение основных особенностей синтеза формальдегида, процесса получения формалина "сырца", его ректификации. Характеристика ежегодных норм расхода основных видов производственного сырья, материалов и энергоресурсов, норм образования отходов производства.

    дипломная работа [459,4 K], добавлен 09.03.2010

  • Процессы и аппараты перемешивания при производстве силикатных блоков

    Проектирование типа и необходимого количества установок для производства силикатных блоков силосным способом. Свойства сырья и вспомогательных материалов. Расчет материального баланса и количества аппаратов. Обзор возможности автоматизации производства.

    курсовая работа [353,9 K], добавлен 28.10.2013

  • Технология производства изделий из композиционных материалов

    Подготовительные технологические процессы для производства изделий из композиционных материалов. Схема раскроя препрегов. Расчет количества армирующего материала и связующего, необходимого для его пропитки. Формообразования и расчет штучного времени.

    курсовая работа [149,9 K], добавлен 15.02.2012

  • Применение компрессоров в промышленности

    Компрессоры, используемые для транспортировки газов. Предел взрываемости нефтяного газа. Расчет годового экономического эффекта от внедрения блочных компрессорных установок для компрессирования и транспорта нефтяного газа. Удельный вес газа на нагнетании.

    курсовая работа [2,7 M], добавлен 28.11.2010

Источник: https://revolution.allbest.ru/manufacture/00736813_0.html
{/REPLACEMENT}

Технологические процессы производства углекислого газа

Назад, на главную страницу

 

 

ПРОИЗВОДСТВО ЖИДКОЙ УГЛЕКИСЛОТЫ CO2 ИЗ ГАЗОВ БРОЖЕНИЯ

 

 

ПРОИЗВОДСТВО ЖИДКОГО И ТВЕРДОГО ДИОКСИДА УГЛЕРОДА (сухой лед)

Растет спрос на сухой лед

Производство собственных Азотных удобрений из углекислого газа брожения

Для получения сухого льда требуется чистый углекислый газ. Сырьевыми источниками для получения углекислого газа служат природная углекислота, углекислота спиртового или метанового брожения, углекислота разложения карбонатов, углекислота синтеза аммиака, углекислота дымовых газов топлива и др.

Из всех применяемых сырьевых источников наименьшее количество углекислого газа (9—16%) содержат дымовые газы промышленных котельных, котельных ТЭЦ, сжигающих различное топливо (при сжигании природных газов 9—10%). Наибольшее количество углекислого газа содержится в газах брожения спиртового производства: содержание углекислоты в них составляет 99—99,5%.

Теоретический выход диоксида углерода при спиртовом брожении составляет 95,6 % от выхода этилового спирта. При непрерывном спиртовом брожении он может быть утилизирован на 70 %. Еще недавно диоксид углерода использовался главным образом в пищевой промышленности — в производствах безалкогольных напитков, шипучих вин, шампанского; для газирования воды. В последние годы область его применения значительно расширилась: сварочное и литейное производство, обработка металлов резанием, промышленная энергетика и др. Одновременно возросли требования к его чистоте.

Виды сырьяСреднее содержание сбраживаемых углеводовВыход спирта из 1 тонны сырья
Выход углекислоты из 1 тонны сырья
в далв кг в дал в кг
Зерно5032,5257,5
244,7171
Картофель1811,792,3
88,162
Меласса5030,9243,1
232,1117

Производство жидкой углекислоты из газов брожения на спиртовых заводах является экономически выгодным промышленным процессом, что видно из данных таблицы

Способ производства жидкой углекислоты

Себестоимость 1 тонны жидкой углекислоты

В том числе стоимость

сырьятехнической переработкиСжигание топлива   твердого

123,4

22,0

102,4

жидкого

116,0

16,3

99,7

газа доменных печей   Утилизация газов спиртового брожения

66,8

36,4

30,4

Себестоимость жидкой углекислоты, полученной из газов спиртового брожения, в 1,5-2 раза ниже, чем получение жидкой углекислоты на специализированных заводах из дымовых газов. Если учесть, что сырье, из которого вырабатывается жидкая углекислота на спиртовых заводах, является отходом производства, и его стоимость представляет собой условную величину, то экономическая целесообразность утилизации газов брожения станет еще более очевидной.

 

СОСТАВ ГАЗОВ СПИРТОВОГО БРОЖЕНИЯ

Содержащиеся в газах спиртового брожения воздух, водяные пары, спирты, адельгиды, органические кислоты, сложные эфиры, а иногда и сернистые соединения не только снижают качество диоксида углерода, но и отрицательно отражаются на его производстве. Так, при повышенном содержании воздуха нарушается режим работы углекислотной установки; водяные пары и сернистые соединения усиливают коррозию оборудования.

Состав примесей в диоксиде углерода зависит от температуры и крепости бражки. При их повышении и перемешивании бражки содержание этилового спирта и летучих примесей увеличивается. Групповое содержание примесей приведено в табл. 40

Таблица 40. Концентрация веществ в газах брожения различного сырья

ВеществаПереработка
мелассызерна
об. %мг/лоб. %мг/л
Спирты 0,5
0,5100,35 Альдегиды 0,06 0,0610,05Менее 1 Органические кислоты 0,02. ..0,040,02..0,04 0,5.. .1,00,02.. .0,040,5.. .1,0 Сложные эфиры 0,020,020,5 0,01Менее 0,5

Следовательно, количество их не превышает 0,6 %.

 

ОЧИСТКА ДИОКСИДА УГЛЕРОДА ОТ ПРИМЕСЕЙ

Различают абсорбционные, адсорбционные и комбинированные — адсорбционно-абсорбционные методы очистки газов спиртового брожения от органических примесей.

Поскольку большинство органических примесей диоксида углерода хорошо растворимо в воде, а этиловый спирт растворяется в ней в любых соотношениях, практически все ранее применявшиеся и современные технологические схемы очистки диоксида углерода спиртового брожения предусматривают промывку его водой. Дальнейшая очистка возможна окислением растворами перманганата или бихромата калия, адсорбцией на активном угле, силикагеле и цеолите типа КаА. По эффективности очистки углекислого газа от примесей сорбенты можно расположить в следующий ряд: активный уголь>силикагель>вода>раствор перманганата калия>раствор бихромата калия>синтетический цеолит NаА (Стерлитамакский завод катализаторов, Ишимбайский завод катализаторов).

Для осушки газа используют поглощение воды концентрированной серной кислотой, хлоридом кальция, адсорбцию ее сили-кагелем, алюмогелем, а также вымораживание. Максимальное количество влаги поглощает цеолит NаА, затем следуют силикагель и активный уголь. Цеолит сохраняет эту способность в течение длительного времени, активный уголь, адсорбируя большое количество примесей, быстро насыщается и теряет способность поглощать влагу, силикагель обладает большей динамической активностью к влаге, чем активный уголь, но меньшей, чем цеолит.

В современной технологии применяют двухстадийную очистку углекислого газа. В первой стадии его подвергают адсорбционной очистке активным углем в колонках, установленных после первой ступени сжатия, во второй — адсорбционной очистке и осушке сначала в адсорбере с силикагелем, затем с целью более глубокой осушки в адсорбере с цеолитом. Вторая

стадия очистки диоксида углерода осуществляется после третьей ступени сжатия. Очистка раствором перманганата калия не предусматривается.

 

ТЕХНОЛОГИЯ ЖИДКОГО ДИОКСИДА УГЛЕРОДА

На спиртовых заводах жидкий диоксид углерода получают по принципу сжижения газа, применяя умеренный холод. Усовершенствованная технологическая схема производства представлена на рис. 129.

Из герметически закрытых бродильных аппаратов / газы брожения поступают в пеноловушку 2, а из нее — в спиртоловушку 3; промытый газ направляют в газгольдер 4. Затем газ проходит водяной скруббер 5, заполненный кольцами Рашига или коксом, в котором его промывают водой, очищают от органических примесей и охлаждают. Из скруббера газ поступает в водокольцевой компрессор 6, где он дополнительно очищается и охлаждается, и, пройдя водоотделитель 7, сжимается в первой ступени трехступенчатого компрессора 12 до давления 0,5 МПа и направляется в холодильник 14. Для очистки и осушки диоксида углерода до и после холодильника установлены маслоотделители 13.

После этого газ очищают в адсорберах 8 и 9 активным углем. Адсорберов два: один находится в работе, другой — на регенерировании. Регенерирование проводят подогретым диоксидом углерода, образующимся при дросселировании.

Из адсорберов диоксид углерода поступает во вторую ступень компрессора, где сжимается до давления 2,4...2,5 МПа, а затем через холодильник 16 и маслоотделитель 75 поступает в третью ступень компрессора. Газ, сжатый примерно до 7 МПа, проходит холодильник 18, маслоотделитель 17 и последовательно соединенные адсорберы с силикагелем 19 и 20 и цеолитом 21 и 22. В них газ окончательно очищается и осушается.

Рис. 129. Аппаратурно-технологическая схема производства жидкого диоксида углерода | углекислоты.

Условные обозначения:

— газообразный диоксид углерода;

——— жидкий диоксид углерода;

—— переохлажденный диоксид углерода;

— •>— вода; —«— конденсат; —//— пар

 

В связи с необходимостью регенерирования адсорбентов предусмотрены четыре попарно работающих адсорбера с силикагелем и цеолитом. Для регенерирования их используют также диоксид углерода, образующийся при дросселировании в накопительном сосуде, изотермическом хранилище и в транспортном изотермическом резервуаре, который насосом 3] подают для подогрева в теплообменники 23 и 30.

В конденсаторе 35 газ, отдавая теплоту, конденсируется. Сжиженный диоксид углерода заполняет ресиверы 32 высокого давления и поступает в стальные баллоны 33, помещенные на весы 34.

По данной схеме можно производить и сжиженный переохлажденный диоксид углерода с безбалонным хранением и транспортированием. Для этого жидкий диоксид углерода подвергают дросселированию от 6,5...7 до 0,8...1,2 МПа, и он приобретает состояние эмульсии. В вихревом разделителе 24 жидкая и газообразная фазы отделяются одна от другой (газообразной фазы получается около 47 %). Жидкий диоксид углерода через окружные каналы вихревой камеры стекает в сосуд отделителя, а из него — в накопительный сосуд 26, изотермическое хранилище 29 или в транспортный изотермический резервуар 28. Газообразная фаза через центральные отверстия вихревой камеры, а затем по соответствующей коммуникации поступает в смеситель 10, где смешивается с газом, нагнетаемым первой ступенью компрессора. Давление углекислого газа определяют манометром //. Из смесителя газ поступает на вторую ступень компрессора.

Количество наполняемого в изотермическое хранилище сжиженного диоксида углерода контролируют уровнемером 27, давление — манометром 25. Максимальное наполнение изотермического хранилища составляет 85...90 % геометрического объема. Параметры жидкого диоксида углерода в изотермическом резервуаре следующие: давление 0,8...1,2 МПа, температура от —43,5 до —33,3 "С, теплота парообразования 326...309 кДж/кг, плотность ИЗО,8...1087,8 кг/м-*, энтальпия 326...346 кДж/кг, энтропия 3,83...3,92 кДж/кг.

Жидкий диоксид углерода можно направлять на производство сухого льда.

Качество жидкого диоксида углерода, получаемого из газов спиртового брожения, регламентируется ГОСТ 8050—85 (табл. 41).

41. Показатели качества диоксида углерода различного назначения

Содержание компонентов в газеДиоксид углерода
сварочныйпищевойтехнический
Диоксид углерода, об. % не менее 99,598,898,5
Минеральные масла, мг/кг, не более0,1 Выдерживает испытание
Сероводород Отсутствует
Сернистая и азотистая кислоты и органические соединения (спирты, эфиры, альдегиды и органические кислоты) Выдерживает испытание
 Запах и вкус Выдерживает испытаниеНе нормируется
Вода в баллоне, мае. %, не болееВыдерживает испытание 0,1 0,1
Водяные пары при 20 °С и 101,3 кПа, г/м , не более0,184 Не нормируется
Ароматические углеводороды (в том числе бензол) Отсутствуют

 

ТЕХНОЛОГИЯ ТВЕРДОГО ДИОКСИДА УГЛЕРОДА (ТЕХНОЛОГИЯ - СУХОЙ ЛЕД)

Получение твердого диоксида углерода основано на дросселировании жидкого. Дросселирование можно осуществлять по циклу высокого, среднего или низкого давления. Технологическая схема производства сухого льда по циклу высокого давления приведена на рис. 130.

Жидкий диоксид углерода, полученный в конденсаторе третьей ступени 2 компрессора 7 и очищенный в колонке 3, под давлением 6...7 МПа направляют в ресиверы 4, предназначенные для создания запаса жидкого диоксида углерода. Из ресиверов он поступает в двухсекционный теплообменник 15, в котором охлаждается газообразным диоксидом углерода, образующимся в первом и втором промежуточных сосудах, и дросселируется регулирующим вентилем до давления 2,4...2,8 МПа. Часть жидкого диок

сида углерода испаряется, вследствие чего температура жидкой фазы снижается до —12...—8 °С. Жидкий диоксид углерода вместе с образовавшимися при дросселировании парами направляют в первый промежуточный сосуд 5. Пары газообразного диоксида углерода из промежуточного сосуда отсасываются через первую секцию теплообменника 15 цилиндром высокого давления дополнительного компрессора 14. Уровень диоксида углерода в первом промежуточном сосуде контролируется ртутным указателем 10.

Посредством второго регулирующего вентиля давление жидкости из первого промежуточного сосуда снижается с 2,4...2,8 до 0,8 МПа и смесь паров и жидкости направляется во второй промежуточный сосуд 6. Пар и жидкость охлаждаются до —44 °С. Из второго промежуточного сосуда газообразный диоксид углерода отсасывается через вторую секцию теплообменника 15 цилиндром среднего давления компрессора 14. Уровень жидкости во втором промежуточном сосуде контролируется по световому указателю 7. Переохлажденный до —44 °С жидкий диоксид углерода поступает в поочередно заполняемые льдогенераторы 8.

После заполнения льдогенераторов медленно открывают диафрагму нижнего отсоса. Жидкий диоксид углерода при прохождении через диафрагму теряет давление и, достигнув тройной точки (0,528 МПа), постепенно переходит в твердое состояние. Кристаллы его заполняют диафрагму, а затем и полость льдогенератора. Запас твердого диоксида углерода под давлением 0,8 МПа хранится в сосуде 9, заполнение которого контролируется световым указателем уровня 7 Пары диоксида углерода, которые проходят через диафрагму льдогенератора, имеют температуру —78,9 "С. Они поступают в рубашку льдогенератора, отсасываются ступенью низкого давления компрессора 14, охлаждаются в конденсаторе 13, очищаются в батарее фильтров и маслоотделителей 11 и 12, направляются в ресиверы 4 для повторного использования.

Из льдогенератора блоки сухого льда массой 42...44 кг выгружают на тележки и транспортируют к хранилищу. Наиболее распространены хранилища шахтного типа, углубленные в землю, имеющие большое количество ячеек, отделенных одна от другой термоизолированными перегородками.

Сухой лед транспортируют в изотермических контейнерах.

На производство 1 кг сухого льда расходуется 1,6...2,0 кг жидкого диоксида углерода.

 

 

 

The situation concerning the carbon dioxide is the following to alcohol plant 100 000 liter per day:

 

Ситуация относительно сжижения углекислого газа - следующая для спиртового завода 10 тыс дал в суки:

 

 

If the complete CO2, formed in fermentation, would be used for liquefaction it would have a very low initial purity (88%) and therefore energy requirements for liquefying and purifying would be very high. Consequently, this option, which would give about 75 t/d of liquefied CO2, is normally not realised.

 

 

 

 The more realistic options are to collect the CO2 either from the last four fermenters or to collect the CO2 formed in the last three fermenters. In the first case about 32 t/d of liquefied CO2 could be produced. Specific energy requirements are still high because initial purity would be about 98% only. In the last case about 14 t/d of CO2 (20% of the total amount formed in fermentation) can be produced. But in this case specific energy requirements are lowest because initial purity of the gas after fermentation would be already about 99%.

 

 

 

 

 

Если весь CO2, сформированный при брожении, должен быть использован для сжижения, то необходимо понимать, что этот углекислый газ имеет низкую начальную чистоту (88%) и следовательно расход энергии на сжижение и очистку будут очень высокими. Следовательно, этот этап, который должен дать около 75 т/день сжиженного CO2, обычно не реализуется.

 

Более реалистично - собрать CO2 из последних четырех ферментеров или собирать CO2 сформированный в последних трех ферментерах. В первом случае могло бы быть произведено около 32 т/день сжиженного CO2. Специфические энергетические требования - все еще высоки, поскольку начальная чистота газа только около 98%. В последнем случае, могут быть произведены около 14 т/день CO2 (20% общей суммы сформированных в брожении). Но в этом случае, специфические энергетические требования самые низкие, поскольку начальная чистота газа после брожения должна составить  уже около 99%.

 

 

 

 

На рис. III-86 изображена схема производства жидкой углекис­лоты из газов, выделяющихся при брожении на спиртовых заводах. Углекислый газ, получающийся при брожении, из бродильных чанов / проходит через спиртоловушку 2, где улавливаются пары спирта и сопутствующие им примеси, и направляется в газгольдер 3. Отсюда углекислый газ непрерывно засасывается трехступенчатым компрес­сором 4, приводимым в действие от электродвигателя 6.

 

Рис. III—86. Схема производства жидкой углекислоты.

 

В первой ступени компрессора углекислый газ сжимается до 3,5 ати; затем он охлаждается в холодильнике 8 и поступает в очистительные колонки. В колонке 6 газ подвергается очистке раствором марганцово­кислого калия; затем он проходит через колонки 7 с активированным углем. Газ проходит через одну колонку, другая колонка подготов­ляется к работе.

 

После очистительных колонок углекислый газ поступает во вторую ступень компрессора, сжимается до 18—20 ати, охлаждается в холодильние 9, проходит через маслоотделитель и направляется в третью ступень компрессора, где сжимается до 60—70 ати. Сжатый углекислый газ снова направляется в маслоотделитель; затем он проходит через фильтр // силикагелем; здесь газ осушается, окончательно освобождается от масла и направляется на сжижение в конденсатор 10.

 

Из конденсатора жидкая кислота направляется в наполнительную станцию 12 для заполнения баллонов.

 

Иногда при производстве жидкой углекислоты предусматривается предварительное сжатие углекислого газа до 1 — 1,5 ати в одноступенчатых компрессорах или в так называемых форкомпрессорах; затем углекислый газ охлаждается, проходит через маслоотделитель и поступает в трех­ступенчатый компрессор и на очистку.

 

Такое мероприятие позволяет значительно увеличить производительность трехступенчатого компрессора, сократить производственные площади и снизить расход энергии на единицу готовой продукции.

 

Производство жидкой углекислоты из газов, выделяющихся при брожении на пивоваренных заводах, также может быть организовано по описанной схеме.

 

 

ПРОИЗВОДСТВО ЖИДКОЙ УГЛЕКИСЛОТЫ CO2 ИЗ ДЫМОВЫХ ГАЗОВ ОТ СЖИГАНИЯ ТОПЛИВА

 

Технологическая схема получения углекислого газа абсорбционно-десорбционным способом

 

Абсорбционно-десорбционный способ основан на способности некоторых смесей поглощать углекислый газ, а затем выделять его при изменении этих условий. В производстве углекислоты из дымовых газов долгое время применялись углекислый калий и кальцинированная сода.

 

В настоящее время с большой эффективностью для извлечения углекислоты из дымовых газов начал применяться органический абсорбент - моноэтаноламин.

 

Технологическая схема получения углекислоты из дымовых газов при помощи моноэтаноламин приведена на рисунке ниже.

 

 

 

Литература: 1. Утилизация углекислого газа. Производство собственных азотных удобрений.

Литература: 2. Производственные потери спирта с углекислотой.

Литература: 3. Получение окиси углерода в промышленности газификацией твердого топлива.

Литература: 4. Расчет трубопроводов

 

Назад, на главную страницу

 

 

Источник: http://www.sergey-osetrov.narod.ru/Production_carbonic_acid.htm
Смотрите далее