Проект отделения очистки конвертированного газа от оксидов углерода

/

Учреждение образования «БЕЛОРУССКИЙ ГОСУДАРСТВЕННЫЙ ТЕХНОЛОГИЧЕСКИЙ УНИВЕРСИТЕТ»

Факультет Химической Технологии и Техники

Кафедра Технологии неорганических веществ и общей химической технологии

Специальность Химическая технология неорганических веществ, материалов и изделий

Специализация Технология минеральных удобрений, солей и щелочей

ПОЯСНИТЕЛЬНАЯ ЗАПИСКА КУРСОВОГО ПРОЕКТА

по дисциплине: «Химическая технология неорганических производств»

тема проекта: «Проект отделения очистки конвертированного газа от оксидов углерода»

Исполнитель: студент 6 курса группы 2

Коротельщиков Е.В.

Руководитель: профессор Шатило В.И

Минск 2014

Реферат

Объектом реконструкции является цех аммиак - 3 ОАО «Гродно Азот».

Задачами реконструкции является получение большей прибыли от реализации дополнительного количества продукции, снижение себестоимости аммиака, повышение конкурентоспособности на рынке минеральных удобрений.

Целью курсового проекта является реконструкция цеха аммиака, на основании которой можно будет повысить производительность агрегата и снизить соотношение пар: газ на входе в реактор первичного риформинга с 3,8 до 3,4, а так же повысить степень очистки от СО2.

Пояснительная записка включает аналитический обзор патентных и литературных данных, характеристику сырья и готовой продукции, физико-химические основы производства, описание технологической схемы, расчет материального и теплового балансов, расчет расходных коэффициентов, нормы технологического режима, мероприятия по охране труда и безопасности жизнедеятельности, автоматизацию производства, охрану окружающей среды.

Введение

Добыча минеральных солей и продуктов их переработки непрерывно возрастает как на мировом уровне в целом, так и в отдельных странах. Поэтому одной из важнейших задач сегодня и в перспективе на будущее является необходимость развития производства и полного обеспечения потребности народного хозяйства в минеральных удобрениях.

Аммиак служит сырьём для производства карбамида, КАС, сульфата и нитрата аммония. Потребности в сульфате аммония продолжают возрастать из-за дефицита сульфата для внесения в почву в ряде регионов мира.

Основными рынками являются:

- карбамид - рынок Китая, Индии, Европы, Латинской Америки;

- КАС - рынок Европы (в основном Франция, Германия) и США;

-сульфат аммония - рынок Турции, Греции, Германии, стран Скандинавии, Бразилии.

Наиболее емким по карбамиду является рынок стран Юго-Восточной Азии. Закупки карбамида Индией и Китаем, в основном, диктуют условия ценообразования. В последнее время увеличиваются поставки в Южную Америку. Лучшими условиями поставок являются поставки из портов Балтийского моря.

Рынок Европы находится в сбалансированном состоянии, и поставка может осуществляться небольшими партиями по 2 500 - 3 000 тонн в сезон для внесения в почву.

Общее количество производимых азотных удобрений в РБ 2040 тыс. тонн/год. Потребление азотных удобрений сельским хозяйством РБ продолжает снижаться из-за неплатежеспособности субъектов хозяйствования и составляет на данный период 1/3 от производимых удобрений в РБ.

ОАО “Гродно Азот” имеет возможность реализации оставшихся объемов на экспорт в различные регионы, причем объемы поставок по месяцам, учитывая сезонность рынка, могут колебаться в зависимости от конъюнктуры ценообразования.

Важнейшей задачей на всех химических предприятиях является создание надежной безаварийной работы оборудования, так как зачастую аварии приводят к большому количеству выбросов химических веществ, вредных для здоровья людей и окружающей среды.

Для уменьшения таких ситуаций необходимо совершенствовать конструкции аппаратов для повышения их надежности при эксплуатации и совершенствовать технологический процесс.

Повышение надежности аппаратов приводит к увеличению сроков их работы, уменьшению времени на капитальные ремонты, снижается риск поломки оборудования и создание безаварийной работы на производстве во время эксплуатации.

Кроме этого замена старых конструкций аппаратов новыми приводит к сокращению времени простоев на ремонты, что повышает производительность предприятия.

По исходному проекту все основные агрегаты цеха (риформинг, очистка конвертированного газа от СО2, компримирование синтез-газа, синтез аммиака) были рассчитаны на суточную мощность 1360 тонн аммиака.

Агрегат аммиака на ОАО «Гродно Азот», построенный по проекту фирмы Toyo Engineering Corporation является одним из многих агрегатов основанных на технологии фирмы Kellog. Эта технология по современным критериям отличается высоким показателем энергопотребления свыше 10 Гкал/т NH3. Большая доля в общем энергопотреблении приходится на узел очистки газа от СО2 горячим раствором карбоната калия, потребляющий значительные количества тепла на регенерацию раствора.

Целью модернизации является уменьшение расхода энергии на регенерацию раствора МДЭА с улучшением степени очистки технологического газа от СО2. Модернизация узла очистки конвертированного газа от СО2 дает возможность увеличить производительность агрегата аммиака до 1500 т/сутки, а также снизить соотношение пар: газ на входе в реактор риформинга до 3,4.

В данном курсовом проекте рассматривается возможные направления совершенствования отделения очистки производства аммиака третьей очереди.

Задача является весьма актуальной, так как это производство работает длительное время (на ОАО «Гродно Азот» с 1978 года), поэтому возможна замена старых аппаратов более совершенными. Как в отношении производительности, так и в отношении энергопотребления при производстве NH3.

1. Аналитический обзор патентных и литературных данных о способах производства. Выбор технологической схемы

1.1 Основные направления развития технологий производства аммиака

Производство аммиака является одним из сложнейших производств. Со времени возникновения первых предприятий по его получению технологическая схема неоднократно совершенствовалась и модернизировалась. Самые последние технологические схемы передовых компаний представлены ниже.

AMV-технология получения NH3 компании ICI

Основные характеристики процесса AMV компании ICI

Традиционные способы повышения эффективности установки заключались во внедрении дополнительных энергосберегающих приемов, например, рекуперации Н2 и дополнительного количества тепла или ужесточение режимов эксплуатации до допустимых технологией пределов (использование более высоких температур риформинга или максимального давления при синтезе). В отличие от этих способов компания ICI решила повышать эффективность путем уменьшения подводимой энергии и смягчения, а не ужесточения, условий проведения процесса [1].

Компания ICI в рамках разработки провела тщательные исследования технологии производства аммиака с целью разработки процесса, который сочетал бы в себе преимущества высокой производительности, простоты эксплуатации и стоимостной эффективности.

Процесс AMV компании ICI включает в себя усовершенствованные стадии очистки от соединений серы паровой риформинг углеводородов, конверcию CO, удаление CO2, метанирование и синтез.

В процессе AMV компании во вторичный риформер воздух подается с небольшим избытком. Обычно этот избыток на 20 % превышает стехиометрическое количество. Это влечет за собой всего лишь один незначительный нёдостаток, связанный с мощностью воздушного компрессор (менее 1 МВт для установки производительностью 1000 т/сутки), однако предоставляет ряд преимуществ:

- уменьшение размеров первичного риформера;

- смягчение условий риформинга;

- способствует выводу инертных газов из контура синтеза.

Температура на выходе первичного риформера на 20-40 °С ниже, чем в традиционной технологии, даже несмотря на малое паровое соотношение. Это существенно снижает размер и стоимость риформера.

В таблице 1.1 приведены сравнительные характеристики типичных процессов риформинга.

Таблица 1.1 Сравнение процессов риформинга по АМV-технологии компании IСI и по традиционной технологии

По АМV-технологии синтез обычно осуществляется при давлении между 11,6-15,95 МПа. Низкое давление синтеза позволяет снизить мощность для сжатия газа, и позволяет использовать более простой компрессор синтез-газа.

Для AMV- процесса компания ICI Katalko разработала новый катализатор синтеза. Это катализатор ICI Katalko серии 74-1 - высокоактивный катализатор, наиболее подходящий для процессов низкого давления. Высокая активность и долгий срок службы этого катализатора были подтверждены.

Наличие криогенных установок рекуперации водорода, которые могли работать при давлениях, равных давлениям в контуре синтеза. Схема простой установки рекуперации водорода показана на рисунке 1.1.

Рисунок 1.1 - Установка рекуперации водорода

Установка рекуперации водорода состоит только из криогенного теплообменника и сепаратора пар/жидкость. В ней отсутствуют движущиеся части, а получаемый водород не требует дожимания. Она позволяет удалить инертные газы и избыточный азот. Такая схема обусловливает степень конверсии водорода в контуре синтеза 98-99 %.

Основные характеристики различными способами объединялись в единое целое, в результате чего был разработан уникальный процесс, выигрышный с точки зрения как эксплуатации, так и экономики. Загруженность первичного риформера сведена к минимуму за счет использования в процессе избыточного количества воздуха, а также за счет высокого проскока метана из вторичного риформера. Давление синтеза поддерживается низким, что позволяет снизить степень сжатия и реализовать работу криогенной установки рекуперации водорода из продувочных газов при давлении синтеза.

Работа криогенной установки при давлении контура синтеза позволяет без снижения производительности установки повысить расход продувочных газов в контуре синтеза. Более того, производительность криогенной установки практически не влияет на ее капитальные затраты. Следовательно, можно производительно и эффективно с точки зрения стоимости использовать больший по сравнению с обычным расход продувочных газов. Контур синтеза, таким образом, позволяет осуществлять синтез аммиака при низком давлении и высоким содержанием инертов в синтез-газе.

Стоимостная эффективность криогенной установки АМУ особенно высока, поскольку она одновременно выполняет 3 функции: рекуперация водорода, обусловливающая 98-99 % степень конверсии в контуре газа удаление инертных газов, создающее их более низкую концентрацию в контуре синтеза, а также управление количеством азота, подаваемом во вторичный риформер. Отвод избыточного азота усиливается в связи с тем, что контур синтеза работает при повышенном содержании азота. Это также снижает потребный объем катализатора синтеза, поскольку скорость реакции синтеза аммиака лимитируется адсорбцией азота на катализаторе, что, в свою очередь, определяется концентрацией азота в синтез-газе.

Традиционный процесс синтеза аммиака определяется стехиометрией реакции (смесь Н2: N2 в соотношении 3: 1), а также максимальной конверсией исходных углеводородов в водород. За счет использования избыточного воздуха и создания более высокой концентрации метана в технологическом газе перед контуром синтеза при использовании АМV-технологии эти ограничения не действуют.

Рассматриваемые критерии оптимальности и их расчетные значения приведены в таблице 1.2.

абсорбер аммиак баланс сырье

Таблица 1.2 Критерии оптимальности и их расчетные значения

Установка AMV, работающая на заводе Terra at Lambton, Куртрайт, Онтарио [1]Технологическая схема AMV-установки производства аммиака показана на рисунке 1.2

Рисунок 1.2 - Технологическая схема AMV-установки Terra at Lambton, Куртрайт, Онтарио

Исходный природный газ смешивается с рециркулирующим водородом, нагревается и очищается от соединений серы. Газ охлаждается и подается в сатуратор, где он вступает в контакт с рециркулирующим горячим технологическим конденсатом. В сатураторе происходит добавление пара непосредственно в технологический, при этом можно использовать источники низко потенциального тепла. На установке в Ламбтоне используется паропровод давлением 23,0 МПа, при этом часть пара под давлением 23,0 МПа используется для повышения давления технологического пара, проходящего через сатуратор. Сатуратор также является эффективным средством испарения технологического конденсата.

После сатуратора газ смешивается с острым паром так, чтобы получить отношение пар/углерод порядка 2,8: 1, и предварительно нагревается в конвективной части печи риформинга. Реагенты поступают в первичный риформер, температура газов на выходе которого составляет порядка 780 °С, а затем подаются во вторичный риформер, в котором процесс риформинга продолжается в условиях избытка воздуха. Благодаря наличию источников дешевой электроэнергии более экономичным является нагревать воздух использованием большей мощности компрессора, работающего на электроэнергии, чем сжиганием большего количества газа. Таким образом, температура технологического воздуха на выходе из компрессора составляет 400 °С. Этот воздух направляется непосредственно во вторичный риформер, без предварительного нагрева. Это относится только к установке в Терре и к аналогичным случаям наличия источников дешевой электроэнергии.

Температура газов на выходе вторичного риформера составляет величину порядка 950 °С. «Риформированный» газ охлаждается в котле-утилизаторе, за которым установлен пароперегреватель, и подается на высоко- и низкотемпературную конверсию СО. Охлаждение между конвертерами СО позволяет получить тепло для сатуратора. После конверсии СО и рекуперации тепла котловой водой газ подается на извлечение СО2 с помощью процесса, получившего название Селексол (в качестве поглотителя используется диметиловый эфир). Селексол идеально соответствует требованиям Терры по ограниченному удаление СО2 с помощью процесса, потребляющего малое количество энергии.

За абсорбером Селексола следует одноступенчатый компрессор синтез-газа, а затем - метанатор. Компрессор расположен таким образом, поскольку абсорбер Селексола работает при температуре ниже температуры окружающей среды: низкая температура на линии всасывания уменьшает степень сжатия, тогда как газ на выходе из компрессора теплый и подается непосредственно в теплообменник метанатора для дальнейшего нагрева.

Метанированный газ охлаждается и сушится в сушильной установке с молекулярными ситами. Осушенный газ подается в контур синтеза аммиака низкого давления на линию всасывания циркуляционного компрессора. В контуре синтеза газ, выходящий из циркуляционного компрессора, нагревается и аксиальным потоком поступает в колонну синтеза конструкции ICI с тремя слоями катализатора с вводом холодного байпаса после первого слоя и теплообменом после второго слоя. Для того чтобы обеспечить оптимальный баланс между перепадом давлений и активностью лимитированной диффузией, был выбран относительно малый размер частиц катализатора. Газ, выходящий из колонны синтеза, охлаждается, нагревая котловую воду, а затем, нагревается, подаваемый в колонну. Этот газ охлаждается с помощью механического холодильного цикла, из него в сепараторе удаляется жидкий аммиак, после чего газ возвращается в циркуляционный компрессор.

Установка по производству аммиака Чжонжуань, Пуянь, Китай [2].

Технологическая схема установки показана на рисунке 1.3

Рисунок 1.3 - Технологическая схема установки Чжонжуань, Пуянь, Китай

Природный газ, подаваемый под низким давлением, сжимается, нагревается и очищается от соединений серы. Затем он смешивается с паром и перед тем, как попасть в первичный риформер, давление на выходе которого превышает 40 бар, нагревается теплом отходящих газов. Мягкие температуры риформинга в процессе AMV позволяют проводить риформинг под высоким давлением по традиционной 'трубной' технологии.

Взятый в избытке используемый в процессе воздух перед тем, как поступить во вторичный риформер, сжимается и нагревается. Вторичный pифopмep работает при проскоке метана около 1%. Затем “реформированный” газ поступает в высоко- и низкотемпературный конвертеры СО со встроенным устройством рекуперации тепла для производства пара.

Для отвода CO2 в этой установке используется процесс Бенфильд с малым расходом тепла (с многоступенчатыми эжекторами пара). Затем газ метанируется и поступает в компрессор синтез-газа. Он представляет собой 2-х корпусный компрессор с циркуляционным колесом на корпусе высокого давления и приводится в действие паровой турбиной. Мощность сжатия циркуляции составляет всего лишь 8 МВт. Синтез-газ поступает в контур синтеза аммиака низкого давления, расположенный по технологической схеме выше холодильников. В этой установке отсутствую осушители синтез-газа. Осушители необходимы там, где при синтезе аммиака к содержанию в нем воды предъявляются жесткие требования, в противном случае существует выбор между простотой установки и ее предельной эффективностью.

В установке Пуянь используется трехслойная колонна синтеза с внутренним охлаждением. В этой колонне используется катализатор ICI Серии 74-1 синтеза аммиака при низком давлении. Давление на выходе колонны составляет 15,225 МПа. Это давление существенно выше, чем на установке в Терре, и совместимо с более высоким давлением реформинга. Степени сжатия газа во время синтеза на обеих установках очень близки. Использование более высокого давления в контуре уменьшает размеры колонны и контура, что дает небольшой выигрыш в потребляемой энергии.

Очищенный газ из контура поступает в обычную криогенную установку AMV при давлении контура для отвода инертных газов и избыточного азота. Небольшая часть очищенного газа поступает непосредственно на сгорание, что позволяет сохранить баланс соотношения NH3 и СО2 для установки по производству мочевины.

Сжатие воздуха осуществляется газовой турбиной, при этом горячий воздух с выхлопа турбины подается в зону горения печи реформера. Такая система представляет собой эффективное средство, позволяющее удовлетворить требования комплекса синтеза аммиака и мочевины по пару и энергии.

LCA-технология получения аммиака компании ICI

Применение LCA-технология получения аммиака компании ICI нашла на заводе в Севернсайде [3].

При разработке схемы нового производства ключевая задача состояла в максимально возможном упрощении процесса.

Схема процесса LCA представлена на рисунке 1.4.

Рисунок 1.4- Технологическая схема процесса LCA

Риформинг-реактор с газовым обогревом (GHR). В новой технологии тепло реакции вторичного риформинга используется для обогрева реактора первичного риформинга посредством теплопередачи через трубки с катализатором. GHR занимает площадь на порядок меньше, чем камера сгорания традиционного реактора, работающая при атмосферном давлении; высота GHR в два раза меньше. Кроме того, здесь нет длинных, сложных коммуникаций, связывающих реактор с остальными частями установки, а также газовых бойлеров высокого давления и пароперегревателей.

Конструкция и размер GHR обеспечивают очень компактную и гибкую схему, позволяют значительно снизить протяженность высокотемпературных трубопроводов в зоне реактора. В GHR нет никаких горелок, отсутствуют какие-либо требования относительно работ по графику, поэтому не нужны ни платформы, ни другие системы доступа. Отсутствие высокотемпературных сжигателей в установке первичного риформинга значительно снижает выбросы NOх в атмосферу по сравнению с традиционными риформинг-установками.

В LCA-процессе линии сырья и воздуха взаимосвязаны, при неисправности одной из них другая прекращает работу автоматически, это обеспечивает безопасную остановку производства. 'Горячий' запуск LCA-процесса можно повторить уже через 2-4 часа, это позволяет восстановить работу установки после нарушений гораздо быстрее и безопаснее, чем в традиционном процессе.

Использование катализатора вторичного риформинга с низкой термической инерцией обеспечило простую конструкцию GHR. Монолитная конфигурация обеспечивает низкий общий объем катализатора и минимальный вес катализатора и носителя.

Для того, чтобы уменьшить размер установки, теплоперенос через трубы был интенсифицирован с помощью 'труб-оболочек', которые окружали содержащие катализатор трубки и увеличивали теплоотдачу от горячего отходящего газа вторичного риформинга. Ребра на трубах тоже усиливали теплоотдачу.

Одностадийная конверсия СО. LCA-процесс использует один изотермический реактор конверсии СО. В этой системе вместо обычных двух используется один реактор; но для рекуперации тепла по-прежнему используется циркуляция воды. Специальный изотермический катализатор конверсии на основе меди высоко активен и стабилен, так что может работать при температурах, превышающих температуры в традиционном реакторе низкотемпературной конверсии; кроме того, этот катализатор хорошо приспосабливается к высоким концентрациям СО в технологическом газе. Катализатор на основе меди гораздо менее опасен для окружающей среды, чем хромсодержащий катализатор конверсии; он позволяет безопасно использовать низкие паровые соотношения на стадии риформинга, избегая при этом проблем 'перевосстановления' катализатора.

Разделение по разности давлений. Для достижения нужного теплового баланса в GHR между выделением тепла в блоке вторичного риформинга и потреблением тепла в блоке первичного риформинга количество добавляемого воздуха превосходит стехиометрически необходимое для производства аммиака. Для удаления избыточного азота используется система разделения по разности давлений (PSS). В этом сепараторе удаляется также двуокись углерода, которую иначе все равно пришлось бы удалять в большом жидкостном скруббере. Система не имеет энергетических ограничений по удалению СО2 и успешно заменяет довольно сложную комбинацию адсорбера, регенерационной башни и жидкостных циркуляционных систем, используемую на более традиционных заводах.

Компрессор синтез-газа. Схема LCA-процесса включает маленький двухступенчатый компрессор синтез-газа. GHR может работать при давлении, превышающем нормальное давление риформинга; благодаря этому, а также низкому давлению в контуре синтеза, можно использовать компрессор простой конструкции. Весь агрегат монтировался на передвижной опоре, затем полностью собранный и проверенный блок доставляли на место; такой подход выгоден с конструкционной и эксплуатационной точек зрения.

Синтез аммиака низкого давления. ICI Katalko представила усовершенствованный железный катализатор синтеза аммиака, специально приспособленный для синтеза при низких давлениях порядка 9,0 МПа. Это позволило включить в схему контур синтеза низкого давления и, благодаря этому, снизить требования к компрессору и упростить конструкцию элементов контура синтеза.

Хотя процесс получения аммиака хорошо изучен и оптимизирован, в настоящее время активно развиваются исследования в области новых способов получения аммиака, с целью снижения энергоемкости производства.

Так в работе [4] рассматривается новый метод получения аммиака в низкотемпературной плазме. Процесс не требует больших затрат, прост в проведении, позволяет использовать природное сырье. Согласно [4] предлагается способ плазменного каталитического получения аммиака, при котором смесь водяных паров и азот в молекулярном соотношении от 100: 1 до 10: 1 пропускаются через газоразрядное пространство, заполненное формованными гранулами носителя, покрытого катализатором. В качестве катализатора используются металлы Ti, Zr, Hf, V, Nb, Pt, и др., в качестве носителя - диэлектрические керамические материалы из оксидов Ti, Al, Si, Ce, Zr, стекла,органические полимеры с сопротивлением более 106 Ом. Плазма создается электрическими, микроволновыми или коронарными разрядами в пространстве между двумя электродами, разделенными диэлектриком.

В работе [5] предложен способ получения аммиака из углеродсодержащих гетерогенных исходных материалов. Процесс включает введение кислорода в исходное сырьё для получения CO и H2; взаимодействие СO с водой и образование CO2 и H2; удаление CO2 из газовой смеси криогенным способом и получение чистого водорода; смешивание водорода с азотом в определенных соотношениях и образование аммиака.

В [6] предлагается экономичный низкотемпературный способ получения аммиака, включающий следующие операции: получение из элементарного кремния и его соединений, особенно кремневодородов, методом азотирования при низких температурах (100 - 300°С) в присутствии катализаторов (Cu, Ag, Au, CuO) нитрида кремния (Si3N4); обработка полученного продукта CO2 и H2O с получением (NH4)2CO3 и SiO2; разложение карбоната аммиака термическим путем или путем воздействия на него оснований с получением аммиака. Разложение карбоната аммиаком может производиться также его обработкой HF с образованием (NH4)2SiF6 и последующего нагревания последнего с получением NH3 и SiF4.

В работе [7] описан способ получения аммиака с применением комплексных соединений металлов, например Mo, Zn, Na, связывающих азот и способствующих взаимодействию азота с другими элементами, включая H2. Приведены механизмы реакции синтеза аммиака и других соединений азота с применением нитрогеноза, извлекаемых из микроорганизмов, и комплексных соединений указанных металлов.

В [8] предложен способ получения аммиака из N2 в присутствии соединений металла, активирующего процесс и представленного формулой M[NR1R2]3, где M - Mo, Ti, V, W, Cr; R1 и R2 - органические радикалы. Процесс проводят при температуре порядка 65 °С. Возможно использование катализатора на основе благородного металла.

Авторами [10] выполнено теоретическое и экспериментальное исследование и рассмотрен процесс очистки газового потока от примесей СО2 с применением жидкостей содержащих водные растворы алкиламинов и солей аминокислот. Отмечено, что такие жидкости не смачивают поверхность гидрофобных микропористых мембран, выполненных из полиолефинов. Рассмотрена методика и процедура проведения экспериментов, которые осуществлялись при различных парциальном давлении СО2, в широком диапазоне концентраций аминокислот в жидкости. Предложена математическая модель процессов, протекающих в мембранах из пустотелых волокон. Отмечена хорошая сходимость результатов, полученных при выполнении экспериментальных исследованиях, и соответствующих показателей, найденных расчетным путем с использованием предложенной математической модели.

Разработана конструкция абсорбера [18], включающего корпус, состоящий из цилиндрических вертикальных секций с диаметрами, уменьшающимися по высоте корпуса, с размещенной внутри секций массообменной насадкой, ороситель, размещенный над насадкой верхней секции и соединенный со штуцером ввода жидкости, штуцера ввода и вывода газа, штуцер вывода жидкости, отличающийся тем, что насадка в верхней секции выполнена из эрозионностойкого материала, а ороситель выполнен в виде усеченного конуса, ориентированного вершиной вниз, при этом боковая поверхность конуса и вершина перфорированы.

Абсорбер, отличается тем, что насадка выполнена из металла, перфорация на боковой поверхности конуса выполнена в виде однонаправленных щелевых прорезей и на боковой поверхности конуса размещена поярусно. Ороситель установлен соосно корпусу.

Задачи, решаемые полезной моделью: повышение технологической эффективности и эксплуатационной надежности абсорбера за счет предотвращения разрушения насадки и устранения уноса жидкости. Технический результат, достигаемый с использованием полезной модели, - срок службы насадки увеличивается теоретически с 1,3 года до 12 лет, а унос снижается фактически с 15 г/м3 до 0,3 г/м3.

Энергоемкость производства аммиака складывается из затрат природного газа и электроэнергии и составляет в среднем 9,5 - 10,5 Гкал на тонну аммиака (при этом расход энергии в отделениях абсорбционной очистки достигает 10 % от общей энергоемкости).

Примером возможности снижения расхода энергии на производство аммиака явилась модернизация отделения абсорбционной очистки агрегата АМ-70 на ОАО «Невинномысский Азот», проведенная 2001 году [19]. В ходе этой модернизации была произведена замена раствора моноэтаноламина (МЭА) абсорбентом на основе метилдиэтаноламина (МДЭА-модифицированный), разработанным ФГУП «НИФХИ им. Л.Я. Карпова» и произведенным на ЗАО «Химсорбент» г. Дзержинск.

Необходимо отметить, что за рубежом МДЭА уже давно используется в качестве абсорбента для очистки газов. Такие фирмы как BASF, DOW CHEMICAL, UNION CARBIDE предлагают абсорбенты на основе МДЭА и на российском рынке. Однако, зарубежные фирмы не всегда учитывают технологические особенности российских агрегатов, в результате чего простая замена раствора МЭА на МДЭА-абсорбент не дает максимально возможного снижения энергопотребления и даже может привести к возникновению серьёзных проблем в ходе эксплуатации. Кроме того, стоимость зарубежных МДЭА-абсорбентов выше отечественного аналога.

Разработанная ФГУП «НИФХИ им. Л.Я. Карпова» технология замены МЭА-раствора на отечественный МДЭА-абсорбент предусматривает целый комплекс мероприятий, позволяющих максимально снизить энергопотребление в отделении очистки и обеспечить его устойчивую работу на новом абсорбенте.

Проведенные на основе данных физико-химических свойств МДЭА-модифицированного расчёты показали, что замена МЭА-раствора на МДЭА-абсорбент в условиях технологической схемы агрегата АМ-70 позволяет снизить расход тепла на стадии очистки синтез-газа более чем на 30 % с сохранением регламентных показателей по степени очистки, производительности агрегата и качества продукционной СО2.

Выбор абсорбента является важной задачей, поскольку от его специфических свойств зависит технологическая схема и технико-экономические показатели процесса.

Неприемлемость использования водных растворов щелочи для очистки газа от кислых компонентов в том, что взаимодействие щелочи с сероводородом и диоксидом углерода сопровождается накоплением в абсорбенте нерегенерируемых соединений, что приводит к относительно быстрой отработке абсорбента и вызывает проблемы утилизации отходов производства.

Аминовые процессы обеспечивают тонкую очистку газов от сероводорода и диоксида углерода при незначительном поглощении углеводородов.

Каждый из аминовых растворителей обладает определенными физико-химическими свойствами, влияющими на процесс очистки. Выбор растворителя зависит от требуемой степени очистки газа, начального содержания примесей, а также необходимых технико-экономических показателей процесса (расход растворителя, тепла и энергии на процесс очистки).

Наиболее распространенные способы аминовой очистки.

МЭА-способ

Для МЭА-способа хемосорбентом является водный раствор моно-этаноламина с концентрацией 15-30 % масс. Более высокие концентрации МЭА применяют только при использовании высокоэффективных ингибиторов коррозии. Растворы МЭА обеспечивают тонкую очистку газа от H2S и СО2 в широком диапазоне концентраций. Моноэтаноламин по сравнению с другими аминами труднее регенерируется, но меньше поглощает углеводороды.

Существенным недостатком МЭА являются его относительно высокая реакционная способность по отношению к органическим соединениям серы, содержащимся в газе, с образованием побочных продуктов и высокая коррозионная активность его растворов. Первичные амины не следует использовать, если в очищаемом газе присутствует CS2 и СОS, так как реакция протекает с образованием труднорегенерируемых и нерегенерируемых соединений, накапливающихся в абсорбенте и снижающих его абсорбционную емкость.

ДЭА-способ

Диэтаноламин применяют в качестве хемосорбента в виде водного раствора концентрацией 25-30 %. Недостатком ДЭА-способа по сравнению с МЭА-способом являются более низкая поглотительная способность раствора и более высокий удельный расход абсорбента.

Наиболее важные преимущества ДЭА-способа по сравнению с МЭА- способом:

- обеспечивается тонкая очистка газов в присутствии COS, CS2 и тяжелых углеводородов (продукты реакции ДЭА с COS и CS2 на 70-85 % гидролизуются до H2S и СО2);

- выше химическая стабильность;

- насыщенный абсорбент легче регенерируется вследствие меньшей прочности химических связей образующихся соединений;

- диэтаноламин имеет более низкое давление насыщенных паров, что обеспечивает меньшие потери с кислым газом в десорбере;

- абсорбцию можно проводить на 10-15 °С выше, чем в МЭА-процессе, что позволяет снизить вероятность вспенивания раствора при очистке газа с повышенным содержанием тяжелых углеводородов.

МДЭА-ДЭА-способ

Используют с целью улучшения технико-экономических показателей процесса очистки газа от кислых компонентов за счет снижения коррозионной активности реакционной среды. Как правило, этот способ используют для обеспечения требуемой степени извлечения (и ее регулирования) СО2 в присутствии H2S. В этом процессе используется водный раствор смеси метилдиэтаноламина (МДЭА) и диэтаноламина (ДЭА) суммарной концентрации аминов 40-50 % при массовом соотношении ДЭА: МДЭА от 1: 4 до 4: 1.

Способ ДИПА.

В качестве хемосорбента используется диизопропаноламин (ДИПА) в виде водного раствора с концентрацией до 40 %. ДИПА обеспечивает тонкую очистку газа от H2S - до 1,5 мг/м3 и СО2 - до 200 мг/м3 (до 0,01%) при низкой растворимости в нем углеводородов. При этом извлекаются до 50 % COS и RSH. ДИПА с СО2, COS и RSH образует легко регенерируемые соединения. Потери ДИПА при регенерации примерно вдвое меньше, чем МЭА. При использовании в качестве абсорбента растворов ДИПА практически отсутствует коррозия аппаратуры. Тепловой эффект реакции ДИПА СО2 и H2S ниже, чем для МЭА, и поэтому расход пара при регенерации ниже. Существенным недостатком ДИПА является его высокая стоимость.

Способ Эконамин

В качестве хемосорбента используется дигликольамин (ДГА) с концентрацией в водном растворе 60-65 % масс. ДГА - это фирменное название 2-этокси (2-амино)этанола (HO-CH2-CH2-O-CH2-CH2- NH2). ДГА обеспечивает тонкую очистку газа от H2S - ниже 5,7 мг/м3 и СО2 ниже 200 мг/м3 (до 0,01% об.). При взаимодействии ДГА с СО2, COS, СS2 и RSH образуются легко регенерируемые соединения. По сравнению с МЭА и ДЭА обладает существенно более высокой способностью извлекать меркаптаны. Степень насыщения раствора кислыми компонентами газа на 20 % больше, чем для МЭА. Недостатком ДГА являются его высокая стоимость и сравнительно большие потери при эксплуатации.

ТЭА-способ

Абсорбент - водный раствор триэтаноламина концентрации 45-53 % масс. Триэтаноламин (ТЭА), в отличие от первичных и вторичных аминов, не способен вступать в непосредственное взаимодействие с диоксидом углерода с образованием карбамата, так как в молекуле ТЭА отсутствует подвижный атом водорода у атома азота. Извлечение СО2 происходит за счет физической абсорбции (под давлением 5-7 МПа) и реакций образования карбоната и гидрокарбоната амина, имеющих низкие константы скорости. Процесс регенерации осуществляется ступенчатым испарением за счет понижения давления и повышения температуры в сепараторе, а затем в десорбционной колонне. Недостаток способа в том, что в дальнейшем газ требуется подвергать доочистке с применением алкацидного способа.

Способы ДЭТА и ЭДА

Для хемосорбции СО2 и H2S применяются полиамины. Эти способы преимущественно используют для очистки газов нефтепереработки, для очистки коксового газа. Растворы диэтилентриамина (ДЭТА) и этилендиамина (ЭДА) обладают значительно большей скоростью хемосорбции СО2 и обеспечивают более глубокую очистку газов от СО2 (до 0,01 % об.), по сравнению с моноэтаноламином. Кроме того, их поглотительная способность существенно выше.

Столь же велика хемосорбционная активность раствора ЭДА. Поглотительная способность ЭДА по отношению к сероводороду почти в 2 раза выше, чем МЭА.

Наиболее существенным недостатком полиаминов как хемосорбентов является их высокая коррозионная активность, что требует применения специального оборудования из нержавеющей стали или высокоэффективных ингибиторов коррозии.

Способ Амизол

Основан на применении в качестве хемосорбента раствора МЭА или ДЭА в метаноле. Такой абсорбент поглощает H2S, CO2, меркаптаны, углеводороды и воду. Абсорбция ведется при 35 °С, а регенерация при 80 °С. Это обусловливает низкий расход тепла на регенерацию по сравнению с водными растворами аминов. При этом процессе достигнута высокая степень очистки от H2S, COS, CO2. Побочные реакции аминов с СО2 и COS в метанольном растворе идут в 10 раз медленнее, чем в водном растворе МЭА, и в 100 раз медленнее, чем в водном растворе ДЭА. Коррозия оборудования при этом практически отсутствует.

Недостатком способа является большой унос паров метанола с потоком очищенного газа. Однако очистка газа водой после абсорбера дает возможность практически полностью улавливать метанол и после выделения и возвращать в цикл, но для этого требуется дополнительное оборудование.

В данном дипломном проекте рассматривается двухпоточная технологическая схема отделения очистки цеха аммиака третьей очереди, с применением в качестве абсорбента раствор метилдиэтаноламина.

1.2 Обоснование цели реконструкции и основных технических решений

Агрегат аммиака в ОАО «ГРОДНО АЗОТ» с номинальной мощностью

1360 т NH3 / сутки, построенный по проекту фирмы Toyo Engineering Corporation является одним из многих агрегатов основанных на технологии фирмы Kellog. Эта технология по современным критериям отличается слишком высоким показателем энергопотребления свыше 10 Гкал/т NH3. Большая доля в общем энергопотреблении приходится на узел очистки газа от СО2 горячим раствором карбоната калия, потребляющий значительные количества тепла на регенерацию раствора.

Целью модернизации является уменьшение расхода энергии на регенерацию абсорбционного раствора (на 8-10 % по сравнению с работой на растворе Бенфильд), улучшение степени очистки технологического газа от СО2 (снижение содержания СО2 от 0,1 % до 0,005 %), доведение производительности отделения очистки до мощности, эквивалентной производительности агрегата 1500 т NH3/сутки, уменьшение технологических потерь абсорбента (деградация и унос с ПГС до 0,1 кг на тонну NH3), снижение смолоотложения на поверхности теплообменной аппаратуры.

Снижение энергетических затрат в производстве NН3 является одной из наиболее актуальных задач при модернизации действующих агрегатов. Цель достигается путем замены раствора Бенфильд абсорбентом на основе метилдиэтаноламина (МДЭА).

Критерием сравнения процессов очистки газа, как и во всех других случаях, является величина приведенных затрат. Однако в каждом случае необходимо учитывать факторы, зависящие от конкретных условий и влияющие на экономику процесса.

В таблице 1.3 приведены данные, характеризующие основные технические и экономические показатели процессов метилдиэтаноламиновой и поташной очисток газа от диоксида углерода раствором метилдиэтаноламина (МДЭА) и горячего поташа, активированного диэтаноламином (П+ДЭА).

Таблица 1.3 Основные технические и экономические показатели процессов метилдиэтаноламиновой и поташной очисток

Как видно из приведенных данных, в процессе МДЭА-очистки значительно ниже расход тепла, значительно меньше количество циркулирующего раствора.

В поташной очистке выше расход электроэнергии и ниже степень очистки газа, обусловливающая 10-тикратное увеличение расхода водорода на процесс метанирования, что вызывает прямую потерю продукции (около 7 т/сут). Кроме того, возможны дополнительные потери водорода, азота и аммиака в цикле синтеза за счет увеличения продувки, что равноценно потере дополнительно примерно 7 т аммиака в сутки. Таким образом потери из-за неполного удаления СО2 составляют около 1,1 % мощности установки.

Таким образом, процесс МДЭА-очистки, имеет определенные преимущества перед поташной очисткой.

Применение МДЭА раствора позволяет улучшить технико-экономические показатели процесса очистки газа от кислых компонентов за счет селективной абсорбции, а так же за счет большей ёмкость абсорбента на единицу объёма при поглощении СО2 .

МДЭА очистка существенно дороже поташной очистки. Однако, благодаря ряду усовершенствований (применение схем с разделенными потоками, совмещение тепло- и массообмена, увеличение степени насыщения абсорбента) показатели процесса резко улучшаются.

2. Характеристика сырья и готовой продукции

2.1 Характеристика сырья и материалов

Современное производства синтетического аммиака состоит из ряда последовательных технологических стадий, сосредоточенных в отдельных блоках: сероочистки природного газа, конверсии метана, конверсии окиси углерода, очистки синтез-газа (конвертированного газа) от диоксида углерода, метанирования, компрессии, синтеза аммиака, объединенных по технологическому принципу.

Характеристика сырья и материалов представлена в таблице 2.1.

Таблица 2.1 Характеристика сырья и материалов

2.2 Характеристика продукта

Продуктом производства является синтетический аммиак.

Химическая формула - NН3. Относительная молекулярная масса - 17.

Жидкий аммиак (NН3) - бесцветная прозрачная жидкость с резким запахом, образуется в результате охлаждения газообразного аммиака до минус 33,4С при атмосферном давлении. При температуре минус 78С затвердевает в виде кристаллов кубической формы. Плотность жидкого аммиака равна 681,4 кг/м3.

Критическая температура аммиака равна 132,4С, критическое давление 115 кгс/см2. Молярная теплоемкость аммиака при атмосферном давлении и 20°С равна 35,66 кДж/моль·град, молярная теплота испарения при минус 33,4°С составляет 22,37 кДж/моль.

Аммиак хорошо растворяется в воде, образуя гидрат окиси аммония:

NН3 + Н2О > NН4ОН + Q

При температуре 20 °С и 101325 Па в одном объеме воды растворяется 695 объемов аммиака. Водный аммиак - бесцветная прозрачная жидкость с резким запахом. Значение плотности при температуре 25 °С и давлении 101325 Па составляет 900 кг/м3.

Температура самовоспламенения в смеси с воздухом равна 650 °С. Предел взрываемости воздушной смеси с аммиаком при 20 °С и атмосферном давлении в объемных долях: нижний - 15,5 %, верхний - 27 %.

Газообразный аммиак - бесцветный газ с резким специфическим запахом. Значение плотности при 0 °С и 101325 Па - 0,771 кг/м3 [24].

Аммиак обладает токсическими свойствами. Попадание аммиака в организм вызывает головокружение, тошноту, т.е. легкое отравление, в больших количествах вызывает удушье и отек легких. Попадание жидкого аммиака на кожу вызывает сильные ожоги. Предельно допустимая массовая концентрация аммиака в рабочем помещении - 20 мг/м3 [24].

Выпускаемый товарный синтетический аммиак должен соответствовать ГОСТ 6221-90, основные технические показатели представлены в таблице 2.2.

Таблица 2.2 Выпускаемый товарный синтетический аммиак

3. Физико-химические основы производства и оптимизация технологического режима

3.1 Свойства МДЭА абсорбента

В производстве аммиака после конверсии метана и СО в синтез-газе содержится большое количество паров воды, СО2 и СО. Эти соединения являются каталитическими ядами катализатора синтеза аммиака, поэтому перед синтезом проводят очистку газа от этих примесей.

В качестве абсорбента используется раствор метилдиэтаноламина (МДЭА)- третичный амин. Алканоламины содержат по крайней мере одну гидроксильную и одну аминогруппу. Присутствие гидроксильной группы снижает давление насыщенных паров и повышает растворимость амина в воде, а аминогруппа придает водным растворам щелочность, необходимую для взаимодействия с СO2, которые в водной среде диссоциируют с образованием слабых кислот.

МДЭА представляет собой смесевую композицию метилдиэтаноламина, пиперазина, анилина и воды.

Внешний вид: прозрачная жидкость от бесцветного до желтоватого цвета без механических включений.

Взаимодействие водных растворов метилдиэтаноламина (МДЭА) с диоксидом углерода - обратимые процессы, которые описываются следующими реакциями:

2(ОН-СН2-СН2)2NCH3 + H2O + CO2 - (ОН-СН2-СН2)2NCH3CO3

[(ОН-СН2-СН2)2CO3 + H2O + CO2 - 2(ОН-СН2-СН2)2NHCH3HCO3

При абсорбции двуокиси углерода раствором метилдиэтаноламина модифицированного образуются соли слабой угольной кислоты.

Метилдиэтаноламин является слабым хемосорбентом СО2 и по своим свойствам близок к физическим абсорбентам, характеризующимся меньшими затратами энергии при проведении их десорбции от СО2.

Эта же особенность МДЭА обусловливает низкую кинетику процесса абсорбции и требует применения активирующих добавок.

Зависимости константы скорости взаимодействия диоксида углерода с метилдиэталонаминами от температуры обобщены в виде уравнения:

для МДЭА lg K = 8,010 - 1240/T

Абсорбция СО2, как правило, лимитируется сопротивлением в жидкой фазе. Таким образом, используя разницу в скоростях реакции аминов с СO2, можно создать в абсорбере такие условия (минимальное время контакта газ - жидкость, и применении определенного типа поглотителей таких как третичные амины МДЭА, DIРА), при которых углекислота будет извлекаться частично, т.е. абсорбция будет протекать селективно.

Первичные (МЭА) и вторичные амины могут реагировать с СO2 с образованием карбамата (соли замещенной карбаминовой кислоты), которая трактуется как быстрая реакция второго порядка. Кроме того, с СO2 образуются карбонаты и бикарбонаты аминов, но образованию их предшествует медленная реакция растворения СO2 в воде с образованием угольной кислоты Н2СO3. Считается, что при умеренных степенях карбонизации амина (до 0,5 моль СO2/моль амина) преимущественно протекает быстрая реакция образования карбамата. Карбаматы аминов - нестойкие соединения и в слабощелочной среде они медленно разлагаются с образованием бикарбоната (на примере вторичного амина):

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

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

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

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

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

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

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

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

7. Нормы технологического режима

Нормы технологического режима представлены в таблице 7.1.

Таблица 7.1 Нормы технологического режима

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

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

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

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).

Особенностью производства аммиака является наличие в системе взрыво- и пожароопасных, ядовитых газов, высоких температур и высокого давления. Основными условиями безопасного ведения процесса является соблюдение нормального технологического режима и правил техники безопасности при работе, пуске и остановке производства, а также проведение своевременных и качественных ремонтов оборудования.

В состав цеха аммиак-3 очереди входят: агрегат производства аммиака

мощностью 1360 т/сутки; изотермические хранилища жидкого аммиака емкостью 10000 т каждое; отделение водоподготовки; отделение абсорбции по производству аммиака водного особой чистоты. Основным сырьем для производства аммиака является природный газ. Продукционный жидкий аммиак выдается с температурой минус 33 оС в изотермические хранилища.

Охлаждение потоков технологических газов и растворов, а также конденсация водяного пара после турбин осуществляется в аппаратах воздушного охлаждения. Вода для охлаждения масла и подшипников машин и насосов поступает с водооборотного цикла, входящего в состав агрегата. Для сжигания токсичных и взрывоопасных газов, выбрасываемых из агрегата в пусковой период, при ремонтах и нарушениях технологического режима, предусмотрена факельная установка. Управление агрегатом сосредоточено в одном центральном пульте управления (ЦПУ). Автоматическое управление параметров процесса производится с помощью электронно-пневматических и электрических систем. Возникновение аварийных ситуаций предупреждается системами автоматических защитных блокировок, которые при необходимости переводят агрегат в безопасное состояние.

Цех по производству аммиака выполнен в одну технологическую линию с применением прогрессивной технологии и оборудования и состоит из следующих стадий:

-компремирования природного газа и воздуха центробежными компрессорами с приводом от паровых турбин;

-гидрирование органических серосоединений, содержащихся в природном газе, на кобальтмолибденовом катализаторе до сероводорода и поглощение его окисью цинка;

-паровой конверсии метана в трубчатой печи (первичный реформинг) под давлением 3,3 МПа (33 кгс/см2) до объемной доли метана в газе не более 11 % и паровоздушной конверсии остаточного метана в шахтном реакторе, не более 0,55 % объемных (вторичный реформинг);

- двухступенчатой конверсии окиси углерода на среднетемпературном и низкотемпературном катализаторах;

- очистки конвертируемого газа от двуокиси углерода раствором МДЭА и выдачи газообразного СО2 в заводскую сеть;

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

- компремирования синтез-газа до давления 27,0 МПа (270 кгс/см2 ) центробежным компрессором с приводом от паровой турбины;

- синтеза аммиака под давлением;

- захолаживания продукционного аммиака с помощью абсорбционно-холодильных установок (АХУ) и выдачи жидкого аммиака в изотермические хранилища и потребителям.

Во время работы отделения очистки синтез-газа оборудование и комуникации находятся под давлением горючих и ядовитых газов, поэтому при нарушении плотности в соединениях аппаратов и узлов могут иметь место:

- прорыв газа с последующим возгоранием и взрывом;

- образование местных взрывоопасных концентраций газов, термические ожоги при прорывах газов и водяного пара; подсос воздуха в систему.

Категорирование производственных помещений по взрыво- и пожароопасности в соответствии с НПБ 5-2005 и классификация зон по ПУЭ в соответствии с ПУЭ-86 представлено в таблице 10.1.

Таблица 10.1 Категорирование производственных помещений по взрыво- и пожароопасности, классификация зон по ПУЭ

Степень огнестойкости зданий цеха - II. Реконструируемое отделение очистки в производстве аммиака относится ко II категории молниезащиты по

РД 34.21.122-87. По тяжести работ данное производство относится классу IIа (средней тяжести). Для основной группы работающих в цехе согласно характеристике производственных процессов (загрязнение кожных покровов) согласно

СНБ 3.02.03-03 работы относятся к категории 1б.

Исходя из того, что характеристика зрительной работы: периодическое общее наблюдение за ходом производственного процесса с периодическим пребыванием людей в помещении, то разряд зрительной работы по ТКП 45-2.04.153 -VIII-в.

В результате проведенного анализа вредных и опасных производственных факторов, в настоящем проекте предполагается разработка ряда мероприятий по охране труда и технике безопасности работающих.

На каждый вид оборудования и на каждую операцию разработаны инструкции по охране труда и технике безопасности. К работе допускаются работники, обученные безопасным приемам и методам выполнения работ, прошедшие предварительную подготовку и инструктаж по технике безопасности.

За исправностью оборудования необходимо производить постоянный контроль. В случае отказа оборудования принимаются срочные меры для устранения замеченных неисправностей. Проводить работу на неисправном оборудовании запрещается. Все вращающиеся части механизмов закрыты глухими кожухами, плотно прикрепленными к станине или другой неподвижной части механизмов.

Для обеспечения полной безопасности обслуживающего персонала, исключения тяжелого физического труда рабочих и создания нормальных условий эксплуатации производства аммиака предусмотрен целый ряд мероприятий.

Меры предотвращения отравления газами. Выделение аммиака, метана и СО2 в производственные помещения цеха возможно при нарушениях технологического режима или неисправности оборудовании, а также при неправильной организации ремонтных работ. Для создания безопасных условий труда в цехе обслуживающий персонал должен вести технологический процесс в строгом соответствии с установленным регламентом и рабочими инструкциями при постоянном контроле исправности аппаратуры, оборудования и приборов.

Одной из важнейших предпосылок к уменьшению случаев отравления аммиаком и СО2 является непрерывность технологического процесса. При этом большинство операций по управлению выполняется автоматически или дистанционно со щита из ЦПУ, что позволяет значительной части обслуживающего персонала избежать прямого контакта с газами при большом выделении в атмосферу.

Чтобы предотвратить выделение аммиака и СО2 в воздух рабочих помещений, все аппараты и коммуникации, выполнены с герметичным уплотнением типа “шип - паз” или “выступ - впадина”. На оборудовании и трубопроводах, работающих при повышенном давлении, установлены предохранительные клапаны, взрывобезопасные мембраны, что дает возможность избежать их разрывов при нарушениях условий технологического процесса.

Защита от ожогов. Химические ожоги в производстве аммиака могут быть вызваны неосторожным обращением с растворами метилдиэтаноламина.

Термические ожоги возможны при соприкосновении с изолированными горячими трубами, паровыми рубашками и обогреваемыми аппаратами, а также при разрыве паровых коммуникаций и трубопроводов с горячими жидкостями.

Основными мерами предупреждения ожогов является знание их причин и последствий, а также знание свойств перерабатываемых веществ и продуктов, выполнение правил работы с этими веществами, своевременное использование индивидуальных средств защиты, исправное состояние оборудования и коммуникаций и их изоляции.

Защита от поражения током. Нарушение изоляции и заземления работающего электрооборудования может вызвать поражение обслуживающего персонала электрическим током: электрические травмы и электрический удар, а также привести к возникновению пожара. Для защиты людей от поражения электрическим током принимаются следующие меры:

1) токоведущие части производственного оборудования должны быть надежно изолированы или ограждены, либо находиться в недоступных местах;

2) электрооборудование, имеющее открытые токоведущие части, должно быть размещено внутри корпусов с запирающимися дверями или закрыто защитными кожухами при расположении в доступных для людей местах;

3) применение индивидуальных средств защиты работающих;

4) устройство защитного заземления и отключения.

На работах, связанных с опасностью поражения электрическим током, электроперсонал должен применять средства защиты: штанги, клещи, изолирующие подставки, инструмент с изолированными ручками, диэлектрические боты, галоши, перчатки, коврики, не допускать захламления и наличия легковоспламеняющихся и горючих веществ около щитов и электрооборудования. Устройства молниезащиты должно подвергаться систематическому осмотру не реже одного раза в месяц (с апреля по октябрь) с регистрацией результатов осмотра в специальном журнале. Все электрооборудование и аппараты должны быть заземлены.

Источником пожаров и взрывов могут служить искры зарядов статического электричества. Основной мерой борьбы со статическим электричеством является заземление оборудования и коммуникаций. Одновременно заземление служит защитой и от вторичных проявлений при ударе молнии.

Нормируемым параметром шума на рабочих местах производства аммиака согласно СанПиН 2.2.4/2.1.8.10-32-2002 является уровень звука. Допустимый уровень звука в помещениях компрессии составляет 85 дБА. Снижение шума и вибрации можно достичь следующими методами:

1) уменьшение шума и вибрации в источнике их образования;

2) изоляция источников шума и вибрации;

3) применение средств индивидуальной защиты.

Очень часто для защиты от шума используют специальные кожухи, устанавливаемые на агрегатах. Их обычно изготавливают из тонких алюминиевых, стальных или пластмассовых листов. Для защиты работающих от непосредственного (прямого) воздействия шума используют экраны, устанавливаемые между источником шума и рабочим местом.

Для защиты от вибрации применяются амортизаторы из резиновых прокладок. Для уменьшения вибрации кожухов из стальных листов на них наносят слой резины и вибропоглощающих мастик. Применяют также индивидуальные средства защиты - противошумные наушники.

Технологическая планировка и компоновка оборудования осуществляется с учетом необходимости разрывов между аппаратами, проездов и проходов. Размещение оборудования по смешанному варианту компоновки обеспечивает безопасность, удобство его обслуживания и ремонта. Оборудование с агрессивными и взрывоопасными средами вынесено на открытые площадки и расположено на этажерках, выполненных из железобетона.

При установке оборудования предусмотрены:

- основные проходы шириной не менее 2 м в местах постоянного пребывания работающих, а также по фронту обслуживания пультов управления;

- проходы шириной не менее 1,5 м по фронту обслуживания машин (компрессоров, насосов), местные контрольно-измерительные приборы;

- проходы шириной не менее 1 м у оконных проемов, между аппаратами и стенами помещений;

- проходы между насосами, а также для осмотра и регулировки аппаратов и приборов шириной не менее 0,8 м;

- проходы между компрессорами шириной не менее 1,5 м;

- ремонтные площадки, достаточные для разборки и чистки аппаратов и их деталей;

Все переходы, открытые колодцы, ямы снабжены ограждениями высотой не менее 1 м, а монтажные проемы в перекрытиях такое же ограждение с бортовой доской высотой не менее 0,15 м. При расположении обслуживаемого оборудования на высоте 1,8 м для доступа к нему предусмотрены стационарные лестницы и площадки с ограждениями.

Для создания нормальных и безопасных условий в производстве аммиака предусмотрена ежемесячная сухая уборка рабочих мест, окон, труб, аппаратов, а также территории цеха в соответствии с цеховыми графиками и установленными нормами.

Производственное оборудование оснащается системами звуковой и цветовой сигнализации, предупреждающей об аварийной остановке, организовывается охранно-пожарная сигнализация.

Все оборудование снабжено средствами контроля параметров технологического процесса (температур, давления, расходов, уровней), защитными аварийными блокировками и сигнализацией с передачей показаний приборов на ЦПУ.

В отделении очистки на линии газа после сепаратора поз. С7 имеется свеча 8PG56 с ручной задвижкой для выброса газа на факельную установку при пусках и в случае аварийных ситуаций, а также установлены два предохранительных клапана SV-17 A, B. На выходе из сепаратора С9 установлен предохранительный клапан SV-20 и автоматический газоанализатор СО2 RA-3 с сигнализацией на ЦПУ максимальной объемной доли двуокиси углерода, равной 0,2 % Для предотвращения образования вакуума в регенераторе поз. К3 на выходном коллекторе двуокиси углерода установлена разрывная мембрана RD-1.

Для предотвращения прорыва газа из абсорбера в насосы при остановке циркуляции предусматривается:

- установка обратных клапанов на входах раствора МДЭА в абсорбер в дополнение к обратным клапанам на каждом из насосов;

- автоматическое закрытие электрозадвижек на нагнетаниях насосов при их остановке.

При остановке циркуляции по любому потоку раствора МДЭА электрозадвижки нагнетания рабочего и резервного насоса должны быть немедленно закрыты. После вывода очистки от СО2 на нормальный режим уровень в емкости для хранения раствора МДЭА должен быть не более 4 м для обеспечения защиты промежуточных емкостей при переполнении эвакуацией раствора из них по переливным трубопроводам. Для защиты емкости от недопустимого избыточного давления или вакуума азотное дыхание постоянно должно быть в работе, а задвижка на местной свече - открыта. Емкость снабжена предохранительным вакуммным клапаном. Давление раствора МДЭА в водяных холодильниках должно быть меньше давления оборотной воды.

Для предупреждения образования вакуума и разрушения аппаратов не допускать охлаждения регенератора, кипятильников при отключенных линиях выхода парогазовой смеси. С этой же целью при остановках отделения необходимо своевременно подавать азот в регенератор.

11. Правила обслуживания, пуска и остановки производства

Порядок пуска и остановки оборудования, регулирования нагрузки.

Подготовка установки очистки конвертированного газа от СО2 к пуску производится в следующей последовательности:

- продувка системы газа и раствора МДЭА азотом;

- заполнение системы раствором, налаживание циркуляции по «бедному» и «полубедному» контурам;

- пуск установки очистки конвертированного газа от СО2;

- приём конвертированного газа в отделение очистки;

- приём конвертированного газа в абсорбер поз. 6;

- разогрев катализатора метанатора поз. 10;

- увеличение расхода конвертированного газа на абсорбер поз. 6 и метанатор поз. 10.

Продувка системы газа и раствора МДЭА азотом.

Снять заглушку на линии подачи азота в абсорбер поз. 6 и установить съемный участок.

Проверить закрытие отсекателя, задвижки и байпасного вентиля после низкотемпературного конвертора, а также всех вентилей на газовых линиях.

Открыть задвижку на линии входа газа в абсорбер.

Открыть арматуру на линии сброса на факел после сепаратора поз. 5.

Продуть линию подачи конвертированного газа в абсорбер поз.6 на свечу обратным ходом, сепаратор поз. 5 со сбросом на дренаж.

Открыть клапан регулятора температуры и клапан регулятора давления.

Перевести продувку на факел через клапан регулятора давления.

Продуть абсорбер поз. 6, брызгоотделитель поз. 7, межтрубное пространство теплообменника поз. 8 и подогревателя поз. 9.

Снять заглушки на линиях подачи азота в линию газа после метанатора поз. 10 и продуть его на местную свечу , а подогреватель поз. 11, воздушный холодильник поз. 12 и сепаратор поз. 13 со сбросом через клапан регулятора давления на факел.

После получения положительного результата на кислород из анализной точки закрыть клапан регулятора давления. Метанатор оставить под давлением азота 0,2 МПа.

Набрать давление азота в газовой системе установки от 0,2 до 0,25 МПа.

Установить регулятору давления в режиме «авто» задание 20 кПа.

Продуть трубопровод насыщенного раствора через клапан регулятора уровня. Через байпас клапана продуть трубопровод к гидротурбине поз. 14 на воздушники фильтра и корпуса гидротурбины.

Продуть трубопровод «полубедного» раствора от абсорбера поз. 6 в регенератор поз. 16 обратным ходом через клапан, байпасы обратных клапанов на нагнетании насосов поз. 18, приоткрыв задвижки и воздушники с фильтров на всасе насосов поз. 18, клапан на линии входа раствора в экспандер поз. 17 и воздушник на входе парогазовой смеси в инжектор поз. 25.

Обратным ходом через клапан продуть воздушный холодильник поз. 21, трубопровод «бедного» раствора , через байпасы обратных клапанов на нагнетании насосы «бедного» раствора поз. 20, теплообменник поз. 19, приоткрывая воздушники на воздушном холодильнике поз. 21, фильтрах всасов и корпусов насосов поз. 20, теплообменнике поз. 19.

Через клапан продуть линии на механический и угольный фильтры. Сброс азота вести в регенератор поз. 16. В течение 10?15 минут продуть обратным ходом подпиточную линию в бак приготовления раствора и в емкость для хранения раствора. Продуть линию слива раствора из регенератора поз. 16 в ёмкость для хранения раствора МДЭА.

Закрыть всю запорную и регулирующую арматуру, абсорбер поз. 6 оставить под давлением азота 0,2 МПа.

Снять заглушку на линии азота в регенератор поз. 16.

Открыть арматуру на подаче азота в регенератор.

Регулятором давления поднять давление в регенераторе до 40 кПа. Продувка регенератора и системы охлаждения углекислоты произошла при проведении предыдущих операций продувки азотом.

Каждая операция продувки азотом заканчивается после получения положительного результата анализа на кислород в сбросном газе.

Продувка трубопроводов конвертированного газа, испарителя поз. 1, сепаратора поз. 2, кипятильника поз. 3, подогревателя поз. 4 производится при продувке установки риформингов и конверсии СО со сбросом продувочных газов после сепаратора поз. 5 на свечу и далее на факел.

Перед подачей раствора в систему поочередно необходимо включить в работу все паровые спутники обогрева растворных линий, не допуская гидроударов.

Заполнение системы раствором, налаживание циркуляции по «бедному» и «полубедному» контурам.

Проверить отключение системы очистки от стадии низкотемпературной конверсии СО отсекателями. Задвижка и байпасный вентиль после конвертора СО также должны быть закрыты. Закрыть задвижку и байпасный вентиль на входе конвертированного газа в абсорбер поз.6, отсекатели на входе газа в метанатор поз.10.

Проверить закрытие всех воздушников, дренажей и вентилей на анализных точках.

Проверить наличие и работоспособность средств КИПиА.

Включить насос на подаче раствора из хранилища и начать подачу раствора МДЭА в кубовую часть регенератора через механический и угольный фильтры. Для одновременного заполнения раствором кипятильника регенератора поз. 3 открыть задвижку на пусковой линии.

Открыть задвижки на всасах насосов поз. 20 и заполнить теплообменник поз.19, линии всасов и корпуса насосов. Контроль за заполнением вести по воздушникам на теплообменнике поз. 19, фильтрах всасов и корпусах насосов. При поступлении раствора в насосы поз. 20 в обязательном порядке подать воду на механические уплотнения валов насосов.

Уровень в кубе нижней части регенератора поз. 16 набрать максимальный (для дальнейшего заполнения системы «бедного» раствора).

Включить в работу насос поз. 20 на байпасе. Используя уровень раствора в кубе регенератора поз. 16 и одновременную подпитку от насоса на подаче раствора из хранилища начать заполнение воздушного холодильника поз. 21, куба абсорбера поз. 6 (до максимального уровня). Приоткрыть задвижку на нагнетании насоса поз.20 и после заполнения линии воздушного холодильника поз. 21 медленно приоткрыть клапан, не допускать работы насоса при минимальном уровне в регенераторе поз. 16. Контроль за заполнением воздушного холодильника поз. 21 вести по воздушникам, арматуру по входу и выходу каждой секции открыть до начала заполнения.

Снять заглушку на линии азота высокого давления или на линии природного газа от компрессора и набрать в абсорбере поз. 6 давление не менее 1,7 МПа со скоростью 0,5 МПа в час. Заглушку на линии подачи азота установить перед приемом газа в абсорбер поз. 6.

При заполнении куба абсорбера поз. 6 начать заполнение линии входа раствора в гидротурбину поз. 14 по байпасу клапана. Контроль вести по воздушникам на фильтре и корпусе гидротурбины. При поступлении раствора в турбину немедленно открыть воду на механическое уплотнение вала. После заполнения открыть задвижку на выходе из гидротурбины поз. 14, байпас клапана закрыть.

Используя давление в абсорбере поз. 6, начать передавливание раствора из абсорбера в верхнюю часть регенератора поз. 16 через клапан регулятора уровня. Клапан открывать медленно, не допуская гидроударов в линиях раствора. Задвижку перед клапаном открыть до набора давления во избежание заклинивания. Тем самым наладить циркуляцию по «бедному» контуру.

Если при наборе давления в абсорбере поз. 6 не будет хватать производительности насосов поз. 20, следует прикрыть байпас.

По мере накопления уровней в абсорбере поз. 6 и в кубе нижней части регенератора поз. 16 начать набор уровня в экспандере поз. 17 и в кубе верхней части регенератора, прикрывая заслонку на перетоке.

При достаточном уровне в экспандере поз. 17 и в кубе верхней части регенератора поз. 16 заполнить раствором линии всаса и насосы поз. 18. Контроль за заполнением вести по воздушникам на фильтрах всасов и корпусах насосов. Перед заполнением насосов раствором подать воду на механические уплотнения валов.

При стабилизации уровней в абсорбере поз. 6, экспандере поз. 17, регенераторе поз. 16 регуляторы уровня поставить на автоматическое управление.

Для разогрева раствора снять заглушку на линии подачи пара и подать пар в линию к кипятильнику поз. 3 со сбросом конденсата на дренаж. Задвижку на пусковой линии закрыть.

Для создания циркуляции по контуру «полубедного» раствора включить в работу насос поз. 18.

Для этого необходимо:

Развоздушить линию перед клапаном открыв вентиль непосредственно перед включением насоса еще раз проверить заполнение этой линии.

Приоткрыть задвижку перед клапаном.

Заполнить раствором на воздушники фильтр и корпус гидротурбины поз.14, открыв 2 вентиля на байпасе клапана, одновременно подав конденсат от насоса поз. 24 или турбинный конденсат на механические уплотнения вала.

Прогреть турбину до температуры раствора на дренажи.

После заполнения турбины задвижку перед клапаном открыть полностью.

Открыть полностью арматуру на выходе раствора из гидротурбины поз.14.

Приоткрыть задвижку на всасе насоса, одновременно подав конденсат от насоса поз. 14 или деминерализованную воду на механические уплотнения вала.

Заполнить раствором на воздушники фильтр и корпус насоса, после чего задвижку на всасе открыть полностью.

Прогреть насос до температуры раствора на дренажи.

Проверить подачу смазочного масла на подшипники электродвигателя и насоса поз. 18, а также охлаждающей воды в картеры подшипников гидротурбины поз. 14.

До пуска насоса поз. 18 приоткрыть задвижку на нагнетании во избежание заклинивания.

Путём нажатия кнопки пускателя включить электродвигатель насоса поз.18 в работу, медленным приоткрытием арматуры на нагнетании насоса добиться заполнения линии до клапана (контроль полноты заполнения - по легкости вращения штурвала задвижки нагнетания).

Контролируя ампераж, установить расход «полубедного» раствора через клапан примерно 900?1000 т/ч (арматура на нагнетании насоса должна быть открыта примерно на 50 %), после чего осуществить переход по клапанам.

Подпереть клапан регулятора уровня ручным дублером от закрытия, путем вращения штурвала ручного управления против часовой стрелки, пока клапан не начнет приоткрываться.

Перевести регулятор уровня на ЦПУ с автоматического управления клапаном на ручное и выставить степень открытия на «ноль».

Нажать кнопку возврата.

Перевести ключ управления клапанами на ЦПУ с клапана на клапан;

Медленно выводить ручкой дублер на клапане по месту в нейтральное положение, клапан при этом будет закрываться.

Одновременно с этим на ЦПУ ручным задатчиком регулятора уровня открывать клапан, удерживая уровень в абсорбере в пределах НТР и контролируя открытие клапана по месту.

После полного закрытия клапана (сигнал на мнемосхеме ЦПУ, контроль по месту) и стабилизации уровня в абсорбере перевести регулятор уровня с ручного управления на «авто».

После чего ручной дублер клапана вывести в нейтральное положение.

Открыть задвижку на нагнетании насоса поз. 18 полностью.

Стабилизировать уровни в абсорбере и регенераторе, при необходимости продолжать подпитку системы раствором от насоса поз. 111-J/JA.

Пуск установки очистки конвертированного газа от СО2.

Начало фильтрации раствора МДЭА.

После заполнения системы очистки конвертированного газа от углекислоты раствором и налаживания устойчивой циркуляции по контурам «бедного» и «полубедного» раствора необходимо:

часть «бедного» раствора в количестве от 40 до 60 т/ч пропустить через механический фильтр;

увеличить циркуляцию раствора до 50 % от номинальной нагрузки;

при стабилизации уровней в абсорбере поз. 6 и регенераторе поз. 16 остановить подпитку от насоса на подаче раствора из хранилища;

при возникновении вспенивания раствора ввести в систему циркуляции антипенную присадку «Ucon» или «Лапрол»;

при снижении давления на всасе насосов поз. 18, 20 сделать переход на резервный и почистить фильтры на всасе насосов.

Контролировать температуру после теплообменника «бедного» раствора поз.19, воздушного холодильника поз. 21, не допуская его охлаждения в отдельных элементах.

После прекращения подачи технологического газа, в случае остановки, не оставлять раствор в виде насыщенного и «полубедного» раствора. Его нужно подвергнуть регенерации до состояния «бедного» раствора.

Следить за нормальной работой пароспутников.

Прием конвертированного газа в отделение очистки.

Перевести разогрев раствора с пара на газ после среднетемпературной конверсии СО. Байпасным вентилем отсекателя поднять давление в сепараторе поз. 5 до давления равному давлению перед конверсией СО, после чего полностью открыть отсекатель.

Отрегулировать небольшой проток газа через испаритель поз. 1, сепаратор поз.2, кипятильник поз. 3, подогреватель поз. 4, сепаратор поз. 5, приоткрыв арматуру на линии сброса на факел. Для уменьшения расхода газа в испаритель поз. 1 и для лучшего нагрева раствора МДЭА в кубе регенератора поз. 16 открыть заслонку на подаче газа в кипятильник регенератора поз. 3 (байпас испарителя и сепаратора поз. 1, 2 соответственно).

С целью уменьшения разбавления раствора МДЭА в регенераторе поз. 16, в первоначальный период пуска вести регулировку выработки пара в испарителе поз. 1 и температуры раствора МДЭА после кипятильника поз. 3 с помощью регулирующей заслонки, перепуская часть газа по байпасу мимо испарителя и сепаратора поз. 2. Температуру конвертированного газа перед испарителем поз. 1 поддерживать как можно ниже, путем впрыска питательной воды в узел «закалки». С этой же целью давление в испарителе поз. 1 поддерживать максимально возможным, не нарушая НТР, при необходимости приоткрыть запорную арматуру на сбросе в атмосферу. Запорная арматура на входе в паровой инжектор поз. 25 после испарителя должна быть открыта, регулирующий конус клапана закрыт, тем самым обеспечить минимальный проток пара через инжектор для одновременного прогрева линий до и после инжектора. На данном этапе пуска в испаритель подается питательная вода после деаэратора. При появлении уровня в сепараторах поз. 2, 5 включить регуляторы уровня в работу и выдать конденсат в отпарную колонну на разгонку.

Постепенно повысить температуру раствора до 115?123 °С.

Постоянно вести продувку дренажей испарителя поз. 1, кипятильника поз. 3, подогревателя поз. 4, не допуская скопления газового конденсата в трубной части.

При достижении температуры раствора 85?100 °С включить вентиляторы воздушного холодильника поз. 21 и отрегулировать температуру «бедного» раствора 65 85 °С.

По мере увеличения количества выходящей после воздушного холодильника поз. 22 углекислоты давление в брызгоотделителе поз. 23 и скруббере-охладителе будет расти. Регулятор давления, управляя клапанами «А» и «В» в режиме «авто» вначале откроет клапан «В» на выдаче углекислоты в карбамиды, а затем клапан «А» сброса на «холодную» свечу. Для накопления уровня в скруббере-охладителе приоткрывать заслонку на выходе СО2 из скруббера-охладителя до тех пор пока регулятор давления не прикроет клапан «А». Ручная заслонка выдачи углекислоты в карбамиды на данном этапе должна быть закрыта.

Следить за температурой парогазовой смеси из регенератора. При повышении температуры выше 70 °С включить вентиляторы конденсатора поз. 22 и отрегулировать температуру парогазовой смеси.

При накоплении уровня в брызгоотделителе поз. 23 включить насос поз. 24 и подать конденсат в испаритель поз. 1, питательную воду после деаэратора закрыть. Запорная арматура на выдаче конденсата из брызгоотделителя в регенератор поз. 16 после клапана во время проведения регенерации раствора должна быть закрыта.

После того как будут отлажены потоки по контурам «бедного» и «полубедного» раствора, проведена его регенерация, отрегулированы уровни, расходы, температуры, необходимо подключить в работу паровой инжектор поз. 25 путем одновременного закрытия арматуры сброса пара на свечу после испарителя и открытия регулирующего конуса инжектора с помощью клапана. Отрегулировать минимальное давление в экспандере поз. 17, не допуская образования вакуума.

Прием конвертированного газа в абсорбер поз. 6.

После того, как налажены потоки по контурам «бедного» и «полубедного» раствора, отрегулированы уровни, расходы и температуры, принять конвертированный газ на абсорбер поз. 6.

Отобрать пробу конвертированного газа из анализной точки после среднетемпературного конвертора на содержание Н2S. Объемная доля Н2S не должна превышать 0,5 мг/м3.

Регулятору давления в режиме «авто» установить задание от 0,03 до 0,06 МПа ниже давления в сепараторе поз. 5.

Закрыть арматуру на подаче азота в абсорбер поз. 6, на линиях установить заглушки. Поставить абсорбер под давление, открыв байпасный вентиль задвижки на входе конвертированного газа.

После набора давления задвижку на входе газа в абсорбер открыть полностью, байпасный вентиль закрыть.

Начать протяжку конвертированного газа через абсорбер поз. 6, брызгоотделитель поз. 7, теплообменник поз. 8, подогреватель поз. 9 со сбросом на факел после клапана регулятора давления.

При накоплении уровня раствора в брызгоотделителе поз. 7 включить в работу регулятор уровня и начать выдачу раствора в брызгоотделитель поз. 23.

Отрегулировать нормальный технологический режим регенератора и абсорбера по всем точкам контроля.

При увеличении расхода газа следить, чтобы регенерация раствора соответствовала НТР. Прежде, чем увеличить нагрузку по газу, следует увеличить подачу раствора.

При 40 % нагрузке по газу нагрузка по раствору на абсорбер должна быть не менее 50 %.

После стабилизации нормального технологического режима на установке при 50 % нагрузке по газу можно приступить к разогреву катализатора в метанаторе поз.10. Объемная доля углекислого газа после абсорбера к моменту подачи газа на метанатор не должна превышать 0,005 %.

Разогрев катализатора метанатора поз. 10.

Разогрев катализатора метанатора поз. 10 проводится в два этапа:

-I этап - конвертированным газом с объемной долей СО 2?3 % до температуры 121 °С;

-II этап - конвертированным газом, очищенным от СО в низкотемпературном конверторе до температуры 316 °С.

Следует учесть, что при низких температурах до 121°С и повышенном давлении свыше 350 кПа никелевый катализатор с содержащимся в конвертированном газе СО образует очень токсичное соединение - карбонил никеля Ni(CO)4. Образование карбонил никеля нежелательно, т.к. с газовой фазой уносится никель, что приводит к потере активности катализатора. Поэтому разогрев катализатора до 121 °С ведется конвертированным газом при давлении 350 кПа.

Разогрев катализатора свыше 121 °С конвертированным газом с объемной долей СО 2?3 % недопустим, так как приводит к резкому росту температуры в слоях катализатора, что в свою очередь может привести к спеканию катализатора.

I-й этап разогрева катализатора.

Отобрать пробу газа из анализной точки после брызгоотделителя поз. 7 на содержание СО и СО2. Объемная доля СО должна быть ниже 3 %, СО2 - не более 0,005 %.

Проверить готовность КИПиА.

Отрегулировать клапаном регулятора температуру газа после подогревателя поз.9 не более 180?190 °С.

Регулятор давления установить на автоматическое регулирование и установить ему задание не более 0,35 МПа.

Проверить открытие задвижки на выходе и закрытие клапана на входе питательной воды теплообменника поз. 11 (теплообменник заполняется питательной водой при подготовке к пуску системы парообразования).

Открытием вентиля на байпасе отсекателя установить небольшой проток газа через метанатор поз. 10.

При увеличении расхода газа следить за тем, чтобы успевал отрабатывать регулятор давления и давление газа в метанаторе поз. 10 не превышало 0,35 МПа.

Строго контролировать равномерность прогрева всех слоев катализатора. Если температура катализатора будет расти более 60 °С/ч, прекратить подачу технологического газа и выяснить причину ненормального роста температуры.

Когда температура катализатора достигнет 121°С, постепенно поднять давление в метанаторе поз. 10 равным давлению в брызгоотделителе поз. 7, путем прикрытия регулятора давления в «ручном» режиме управления клапаном (регулятор давления в это время находится на автоматическом управлении).

При температуре 121 °С во всех слоях катализатора и закрытии клапана регулятора давления ключем закрыть отсекатели. Метанатор оставить под давлением до завершения пуска низкотемпературного конвертора СО.

II-й этап разогрева катализатора.

После подключения в работу низкотемпературного конвертора СО произвести II этап разогрева катализатора, для чего:

регулятору давления установить задание от 0,03 до 0,04 МПа ниже давления в брызгоотделителе поз. 7;

ключем открыть отсекатель, байпасным вентилем отсекателя установить небольшой проток газа, обеспечивающий рост температуры катализатора со скоростью не более 60 °С/ч.

Подъем температуры в метанаторе поз. 10 производить увеличением расхода газа, путем прикрытия регулятора давления в «ручном» режиме, при этом регулятор давления, находясь в режиме «авто» будет открываться. Разогреть катализатор до 280?316 °С со скоростью 60 °С/ч.

Постепенно увеличить расход газа через метанатор, закрывая регулятор давления, клапан регулятора давления при этом будет открываться, поддерживая заданное давление.

Следить за температурой во всех слоях катализатора, не допуская роста ее выше 364 °С.

В случае резкого повышения температуры ключем закрыть отсекатели, метанатор поз. 10 продуть азотом обратным ходом. Выяснить причину резкого повышения температуры, устранить ее и снова принять газ.

При температуре синтез-газа 140 °С после подогревателя поз. 11 открытием клапана установить проток питательной воды и изменением расхода поддерживать температуру в пределах от 130 до 145 °С.

Включить в работу вентиляторы воздушного холодильника поз. 12 и поддерживать температуру синтез-газа на всасе компрессор в пределах от 30до50 °С.

При появлении уровня в сепараторе поз. 13 включить в работу регулятор уровня и выдать конденсат в отпарную колонну.

Постепенно принять на метанатор поз. 10 весь газ, закрыв полностью клапан регулятора давления в «ручном» режиме. Добиться положительных анализов при минимально допустимых температурах газа на входе в реактор. На этой стадии активизация катализатора заканчивается. Объемная доля каждого из компонентов (СО и СО2) в газе на выходе из метанатора должна быть не более 10 млн-1 каждого.

Увеличение расхода конвертированного газа на абсорбер поз. 6 и метанатор поз. 10.

Увеличение нагрузки риформингов по газу с 50 % до 85 % производительности обеспечивает выработку необходимого количества пара для пуска компрессоров.

Перед началом увеличения нагрузки риформингов по газу необходимо:

постепенно увеличить количество «бедного» и «полубедного» раствора на орошение абсорбера поз. 6;

после согласования с начальником смены дать указание дежурному слесарю КИПиА включить необходимые блокировки.

Для предотвращения увеличения содержания СО2 в газе после абсорбера поз. 6 необходимо, чтобы 50 % нагрузке по газу соответствовала 60 % нагрузка по раствору, поступающему на орошение абсорбера, при:

- 75 % нагрузке по газу - 85 % по раствору

- 90 % - «» - - 100 % - «» -

-100 % - «» - - 100 % - «» -.

Во время увеличения нагрузки систематически контролировать степень регенерации раствора, не допуская ее ухудшения. Поддерживать нормальную температуру раствора в кубе регенератора поз. 16 с помощью заслонки, увеличивая или уменьшая расход газа после низкотемпературного конвертора через кипятильник поз. 3.

Увеличение нагрузки проводится ступенчато. Перед каждым увеличением количества конвертированного газа следует увеличить количество раствора, поступающего на орошение абсорбера (в любом случае нагрузка по раствору должна быть не менее чем на 10 % больше, чем нагрузка по газу). Ручным задатчиком регулятору давления выставить процент открытия 75 % клапана в случае остановки компрессора синтез-газа.

В начальный период работы системы очистки количество V2О5 будет относительно быстро снижаться за счет расхода на образование защитной пленки, поэтому необходимо чаще проводить анализ раствора на содержание V2О5 и не допускать снижения его массовой доли ниже 0,5 %, своевременно производя растворение и подпитку раствором V2О5 системы очистки. В период пусковых операций на механические уплотнения вала насосов поз. 20, 18 и гидротурбины поз. 14 подается деминерализованная вода по перемычке в линию нагнетания насосов поз. 24. При достаточном уровне в брызгоотделителе поз. 23 подача воды на уплотнение насосов переводится от поз. 24, а гидротурбины - от насосов турбинного конденсата.

Для охлаждения продукционной углекислоты, выдаваемой в цеха карбамида необходимо подключить в работу рецикл охлаждения конденсата (флегмы), подаваемой на орошение в скруббер-охладитель. С этой целью подать деминерализованную воду в скруббер-охладитель. После набора максимального уровня включить насос. Медленно приоткрыть на несколько оборотов задвижку нагнетания. При закрытой арматуре на байпасе начать заполнение трубопроводов до, после и самого теплообменника речной воды на воздушники. Следить за уровнем в скруббере-охладителе. По мере увеличения нагрузки цеха уровень будет расти, за счет количества проходящей через скруббер-охладитель углекислоты. При необходимости следует сокращать подпитку деминерализованной водой до полного закрытия арматуры на подпитке. Постепенно открыть арматуру на нагнетании насоса полностью. Подать оборотную воду на холодильники от ВОЦ-8 и заполнить их на воздушники. Отрегулировать минимальный расход воды. Отрегулировать нагрузку насоса на рецикле охлаждения циркуляционного конденсата (флегмы) арматурой на входе в скруббер-охладитель. Контроль вести по амперажу электродвигателя насоса на ЦПУ. Охлаждение флегмы происходит в теплообменнике речной воды и холодильниках флегмы. Необходимо своевременно корректировать расход оборотной воды на холодильники поз. не допуская роста температуры выдаваемой углекислоты свыше 50 оС. После стабилизации режима работы очистки по всем параметрам через начальника смены сообщить диспетчеру объединения о готовности выдачи углекислоты в сеть завода. Перевести выдачу СО2 с клапана «A» на клапан «B», медленно открывая заслонку перед клапаном «В» на выдаче и закрывая заслонку сброса на «холодную» свечу после скруббера-охладителя.

Плановая остановка.

Остановка оборудования на данном рабочем месте и, как следствие, остановка цеха производится в следующем порядке:

остановка установки очистки и метанирования;

остановка системы метанирования;

остановка системы очистки;

опорожнение системы от раствора МДЭА.

Остановка установки очистки и метанирования.

Через начальника смены сообщить диспетчеру объединения о прекращении выдачи углекислоты в сеть завода, после чего перевести выдачу СО2 с клапана «В» на клапан «A», оставив клапан «A» в открытом положении на 30?40 %, путем одновременного медленного закрытия заслонки на выдаче СО2 потребителям и открытия заслонки на сбросе СО2 из скруббера-охладителя в атмосферу.

Во время снижения нагрузки цеха на установке очистки и метанирования необходимо следить за всеми параметрами технологического процесса, не ухудшая качества регенерации раствора и очистки газа.

Снижение расхода газа, поступающего в абсорбер, вызывает необходимость снизить нагрузку по раствору в следующей зависимости:

при 100 % нагрузке по газу нагрузка по раствору должна быть равной 100%;

при 90 % по газу - 100 % по раствору;

при 75 % по газу - 85 % по раствору;

при 50 % по газу - 60 % по раствору.

Снижение нагрузки по раствору производить после снижения нагрузки по газу.

Для регулирования выработки пара в испарителе поз. 1 и температуры раствора МДЭА после кипятильника поз. 3 необходимо с помощью регулирующей заслонки перепускать часть газа по байпасу мимо испарителя и сепаратора поз. 2. Температуру конвертированного газа перед испарителем поз. 1 поддерживать как можно ниже, путем впрыска питательной воды от насосов в узел «закалки».

Для предотвращения разбавления раствора в регенераторе поз. 16 начать сброс пара на свечу, приоткрыв запорную арматуру на выходе из испарителя одновременно закрыв полностью регулирующий конус клапана парового инжектора поз. 25. При необходимости поднять давление в испарителе поз. 1, не нарушая НТР.

Остановка системы метанирования.

После снижения нагрузки по газу на риформинге до 40?50 % приступить к остановке метанатора поз. 10. Для этого необходимо:

1. Понизить температуру конвертированного газа перед метанатором поз. 10. Скорость снижения температуры не должна превышать 50 °С в час. Снижение температуры производить с помощью клапана регулятора температуры, а при малых нагрузках при помощи заслонки. Температура газа на входе в метанатор должна составлять от 230 до 260 °С.

2. Когда температура катализатора станет равной 230?260 °С, перевести постепенно сброс газа через клапан регулятора давления, приоткрывая его в режиме «ручного» управления до полного закрытия клапана регулятора давления, упраление которым находится в режиме «авто». После закрытия регулятора давления регулятор давления перевести на управление клапаном в режиме «авто».

3. При уменьшении нагрузки на метанатор по газу следует уменьшать подачу питательной воды на теплообменник поз. 11 при помощи клапана, чтобы предотвратить тепловой удар. Скорость снижения температуры питательной воды должна быть не выше 40 °С в час.

4. Отключить метанатор поз. 10, закрыв отсекатели на входе газа, клапан на входе питательной воды в теплообменник поз. 11. Убедиться в закрытии отсекателя на всасе компрессора синтез-газа .

5. Остановить вентиляторы воздушного холодильника поз. 12.

6. Снизить давление в системе метанирования до 0,1 ? 0,2 МПа со скоростью от 0,4 до 0,5 МПа в час. Газ сбрасывать на факельную установку через клапан регулятора давления.

7. Метанатор оставить под избыточным давлением 0,2 МПа. Если остановка длительная, то во избежание образования Ni(CO)4, метанатор необходимо продуть азотом обратным ходом на местную свечу.

8. Открыть дренажный вентиль и сдренировать конденсат из сепаратора поз. 13, после чего вентиль на дренаже закрыть.

Остановка системы очистки.

После остановки метанатора поз. 10 приступить к снижению расхода газа в абсорбер поз. 6, для чего:

1. Для проведения регенерации «насыщенного» раствора МДЭА приоткрыть арматуру на линии сброса на факел после сепаратора поз. 5. Путем постепенного приоткрытия отсекателя перевести сброс конвертированного газа на факел через отсекатель, регулятор давления на данном этапе работает в режиме «авто».

2. После закрытия клапана регулятора давления закрыть задвижку на входе конвертированного газа в абсорбер, давление при необходимости поддерживать азотом 2,7 МПа.

3. После прекращения подачи конвертированного газа в абсорбер поз. 6 циркуляцию раствора продолжать в течение 2?3 часов и прорегенерировать весь раствор до состояния «бедного» раствора. На этот период для поддержания температуры в кубе регенератора газ сбрасывать на факел.

4. После того, как весь раствор отрегенерирован постепенно перевести сброс газа полностью на отсекатель путем одновременного закрытия арматуры на линии сброса на факел и увеличения степени открытия отсекателя.

5. После снижения уровней в сепараторах поз. 2, 5 закрыть регулирующие клапана и их запорную арматуру на выдаче газового конденсата в отпарную колонну.

6. Остановить вентиляторы воздушных холодильников поз. 21, 22.

7. Сдренировать конденсат из испарителя поз. 1, сепаратора поз. 2, кипятильника поз. 3, подогревателя поз. 4 и сепаратора поз. 5.

8. Сдренировать конденсат из сепараторов поз. 2, 5, 13.

9. Остановить насос поз. 18, для чего:

через начальника смены дать указание дежурному слесарю КИПиА деблокировать ключ включения резервного насоса по минимальному расходу раствора

снизить расход «полубедного» раствора через клапан примерно до 900?1000 т/ч, арматуру нагнетания насоса после разгрузки прикрыть примерно на 50 %;

открыть клапан ручным дублером на 50 %, предварительно закрыв вентиль подачи воздуха КИПиА на клапан;

дальнейшие действия предусматривают несколько вариантов остановки насоса (рассмотрим два варианта);

(вариант I) открытием клапана ручным дублером по месту (контролируя уровни раствора в абсорбере поз. 6 и регенераторе поз. 16) добиться полного закрытия клапана на входе раствора в гидротурбину поз. 14;

после закрытия клапана перевести регулятор уровня в абсорбере на «ручное» управление

переключатель цепи блокировок поставить в положение в работе клапан

установить регулятору уровня степень открытия клапана как по месту, после чего ручной дублер клапана вывести в нейтральное положение

закрыть задвижку на нагнетании насоса поз. 18 полностью;

остановить насос поз. 18

закрыть арматуру на входе и выходе гидротурбины поз. 14, всасе насоса поз. 18;

(вариант II) перевести регулятор уровня в абсорбере на «ручное» управление и закрыть его

переключатель цепи блокировок поставить в положение в работе клапан;

с помощью клапана регулятора уровня контролировать уровни в абсорбере поз. 6 и регенераторе поз. 16;

закрыть задвижку на нагнетании насоса поз. 18 полностью;

закрыть арматуру на входе и выходе гидротурбины поз. 14, всасе насоса поз. 18 (данный вариант предпочтительнее использовать в экстренных случаях, когда необходимо сократить время остановки насоса).

10. Следить за уровнем раствора в абсорбере поз. 6 и не допускать прорыва газа в регенератор поз. 16.

11. Остановить насос поз. 20.

12. Снять заглушку на линии азота открыть вентиль и подать азот в регенератор в течение 30?40 минут.

13. Остановить насос поз. 24, сдренировать конденсат из брызгоотделителя поз. 23 и насосов.

14. При температуре окружающего воздуха ниже температуры кристаллизации раствора весь раствор сдренировать в хранилище. Раствор МДЭА в хранилище должен постоянно подогреваться. Температуру поддерживать в пределах от 60 до 65 оС.

15. К дренажной арматуре хранилища прикрепить бирки с надписью «Не открывать».

16. Периодически проверять уровень в хранилище.

17. Следить, чтобы в систему не попадал воздух, для этого необходимо поддерживать в абсорбере поз. 6 и регенераторе поз. 16 избыточное давление азотом.

Опорожнение системы от раствора МДЭА.

При опорожнении системы раствор МДЭА по возможности необходимо пропускать через установку фильтрации, для чего:

1. Приоткрыть вручную отсекатель.

2. Приоткрыть вручную клапан и выдавить весь раствор из абсорбера поз. 6 в регенератор поз. 16, после чего сбросить давление с абсорбера, продуть азотом и оставить под избыточным давлением.

3. Раствор из куба регенератора откачать насосом поз. 20 в хранилище через механический фильтр. Перед включением насоса собрать схему откачки.

4. Сдренировать раствор с фильтров всасов, корпусов насосов поз. 18, 20, 14, а с линий нагнетания насосов через байпасы обратных клапанов.

5. Снять заглушки на дренажах и сдренировать раствор:

с верхнего куба абсорбера;

с переливной линии абсорбера;

с линий подачи «полубедного» раствора;

с линий подачи «бедного» раствора;

с линии подачи «бедного» раствора в воздушный холодильник поз. 21;

с верхнего куба регенератора;

с линий перелива раствора из верхней части регенератора в нижнюю часть;

с глухой тарелки нижнего куба регенератора;

с линий «полубедного» раствора перед насосом поз. 18;

с линий выдачи раствора из брызгоотделителя поз. 7.

Порядок обслуживания теплоузлов, бойлерных, спутникового обогрева.

При обслуживании спутникового обогрева необходимо осуществлять:

включение и отключение систем спутникового обогрева;

контроль за работой конденсатоотводчиков;

обеспечение требуемых параметров пара для нужд обогрева;

своевременное включение спутникового обогрева, в зависимости от метеоусловий, для исключения возможности замерзания (кристаллизации) сред в оборудовании и трубопроводах, а также отключение его с целью недопущения перегрева оборудования и экономии пара;

контроль за расходом пара, не допускает утечек его из системы.

Все отключения, включения систем спутникового обогрева, производимые в периоды пуска и остановки или в процессе нормальной эксплуатации, должны выполняться постепенно и медленно.

При включении систем спутникового обогрева, должны быть предварительно открыты соответствующие байпасы конденсатоотводчиков и произведен прогрев паропроводов. Скорость прогрева должна быть такой, чтобы исключалась возможность возникновения гидравлических ударов.

Обслуживание установки очистки газа от СО2 и системы метанирования при нормальной работе.

Для обеспечения нормальной и безаварийной работы установки очистки необходимо вести контроль за следующими параметрами:

1. Температурой «бедного» раствора, поступающего на орошение абсорбера поз. 6. При отклонении температуры раствора от нормы с помощью клапана изменить угол атаки лопастей вентиляторов воздушного холодильника поз. 21.

2. Температурой в кубе регенератора поз. 16. При снижении температуры приоткрыть заслонку на байпасной линии мимо испарителя поз. 1 и сепаратора поз. 2 или подать «острый» пар LS в куб регенератора.

3. Расходом пара после испарителя поз. 1 в начальный период пусковых операций. Расход пара регулируется путем изменения положения заслонки на байпасной линии мимо испарителя поз. 1 и сепаратора поз.2.

4. Температурой парогазовой смеси после конденсатора поз. 22. При снижении температуры с помощью клапана регулятора температуры прикрыть жалюзи.

5. Температурой катализатора во всех слоях метанатора поз. 10. При увеличении температуры катализатора необходимо проверить объемную долю СО и СО2 в конвертированном газе перед метанатором и принять меры по их снижению.

6. Температурой синтез-газа после воздушного холодильника поз. 12. При понижении температуры ниже нормы с помощью регулятора температуры прикрыть жалюзи (если прибор не включен на автоматическое управление).

7. Следить за работой регулятора уровня в абсорбере поз. 6.

В схеме предусмотрена защита против полного истечения жидкости из абсорбера. При снижении уровня сверх допустимого срабатывает бескамерный сигнализатор, от которого закрывается клапан и открывается клапан на линии переброса раствора с нагнетания насоса поз. 18 на вход в гидротурбину поз. 14, клапан блокируется в закрытом состоянии.

При дальнейшем снижении уровня срабатывает бескамерный сигнализатор, от которого закрывается отсекатель на выходе раствора из абсорбера (для сохранения жидкостного затвора в абсорбере).

До срабатывания бескамерного сигнализатора уровня должна сработать сигнализация минимального уровня по. Необходимо немедленно выяснить причины понижения уровня и принять меры по их устранению. Если понижение уровня связано с большими пропусками раствора из системы циркуляции, принять меры к аварийной остановке установки очистки и отключению поврежденного участка.

8. При снижении массовой доли общего ванадия (V2О5-ингибитора коррозии) в растворе менее 0,5 % необходимо растворить последний и откачать в систему.

9. Следить за уровнями в аппаратах поз. 2, 5, 7, 13, 23. При неисправности клапанов регуляторов уровней перейти на регулирование вручную байпасным вентилем, а неисправный узел отключить и сдать в ремонт.

10. Следить за количеством «бедного» и «полубедного» раствора, подаваемых на абсорбер поз. 6. Контроль вести по расходомерам .

11. Следить за расходом раствора, идущего на фильтрацию. Количество раствора, пропускаемого через механический фильтр должно быть в пределах от 55 до 104 т/ч. Перепад давления на фильтре не должен быть более 30 кПа при расходе 88 т/ч. Если перепад будет выше, то фильтр необходимо отключить на регенерацию.

12. Постоянно следить за температурой раствора по всей системе. В случае необходимости создать небольшие протоки на тупиковых участках и с труб малого диаметра путем дренирования части раствора, обеспечив тем самым их прогрев.

13. При достижении предельно допустимого перепада на фильтрах, установленных перед насосами поз. 18, 20 и гидротурбиной поз. 14 следует включить резервный насос, остановить рабочий насос и произвести чистку фильтра.

14. При появлении признаков вспенивания раствора немедленно ввести в раствор антипенную добавку в количестве, обеспечивающем прекращение вспенивания.

15. При обходе установки следует обратить внимание на:

отсутствие течей, пропусков газа и пара;

состояние изоляции оборудования и трубопроводов;

состояние КИПиА;

вибрацию эстакады и трубопроводов;

наличие смазки в системах смазки насосов и вентиляторов, следить за температурой и давлением циркулирующего масла;

отсутствие воды в маслобаке;

работу маслохолодильников;

вибрацию насосов и электродвигателей;

нагрев движущихся деталей машин и двигателей;

чистоту и отсутствие посторонних предметов у аппаратов и машин;

состояние заземлений электродвигателей, пускателей, аппаратов и трубопроводов;

вибрацию вентиляторов воздушных холодильников;

состояние приводных ремней вентиляторов;

положение запорной арматуры перед предохранительными клапанами (должна быть полностью открыта и опломбирована);

утечку газа или жидкости через предохранительные клапаны на слух;

работу системы обогрева;

состояние и температуру тупиковых участков, не допуская в них кристаллизации раствора;

производить продувку смотровых стекол, не допуская кристаллизации в них раствора;

периодически проверять проходимость дренажных вентилей сепараторов, брызгоотделителей, теплообменников путем их кратковременного открытия и последующего закрытия;

состояние резервного оборудования;

состояние лестниц, ограждений, площадок, перил и освещения на рабочем месте;

своевременно производить уборку оборудования;

наличие и состояние аварийных средств пожаротушения (рукавов, съемных участков, наличие давления в азотной магистрали) и защиты.

Заключение

В данном курсовом проекте были рассмотрены самые новые разработки в области получения аммиака и представлен проект реконструкции цеха аммиак-3.

Целью реконструкции является уменьшение расхода энергии на регенерацию раствора МДЭА с улучшением степени очистки технологического газа от СО2. Это достигается путем замены абсорбционного раствора Бенфильд на раствор МДЭА. В результате реконструкции произойдет увеличение производительности агрегата аммиака с 1360 до 1500 т/сутки, снижение соотношение пар:газ на входе в реактор риформинга с 3,8 до 3,4. Для реализации дополнительного количества аммиака будут найдены новые рынки сбыта с помощью проведения маркетинговых исследований.

Выбраны технологическая схема отделения очистки азотоводородной смеси от оксидов углерода и конструкция абсорбера. Рассмотрены физико-химические основы процесса абсорбции диоксида углерода, выбраны оптимальные условия его проведения. Рассчитан материальный и тепловой баланс абсорбера. Приведено подробное описание технологической схемы отделения очистки азотоводородной смеси от оксидов углерода.

Проведен расчет расходных коэффициентов. Приведены нормы технологического режима. Приведены основные измерительные приборы и аппаратура, с помощью которых осуществляется контроль за параметрами технологического режима.Приведена основная характеристика отходов образующихся в результате производства и методы их утилизации или переработки. Разработаны мероприятия по охране труда и безопасности жизнедеятельности рабочего персонала. Составлены правила обслуживания, пуска и остановки установки очистки азотоводородной смеси от СО2 и СО.

Список использованной литературы

1. Способ получения аммиака: пат. 6620398 США, МПК7 С 01 С 1/04. / Rindig J. Kelly, Odle Robert R., Weyand Thomas E., Davis Boyd R. - № 09/800434; заявл. 06.03.2001; опубл. 16.09.2003 // Alchemic. Corpоration.

2. W.K. Taylor и A. Pinto. Ввод в эксплуатацию установки Ammonia II компанией C-I-L // Симпозиум по проблемам безопасности установок по производству аммиака (AlChE). - 1983. - т. 27.

3. M.Р. Roberts и C.W. Hooper. Применение компанией ICI технологии синтеза аммиака под низким давлением // Технический симпозиум компаний ICI/CFDC, Шанхай, апрель. - 1989.

4. Cao C., Zhou Q. Получение аммиака плазменным методом при низкой температуре // Human daxue xuepau. Natur. Sci. - 1998. - № 5. - С. 27-29.

5. Способ плазменного каталитического получения аммиака: пат. 19951976 Германия, МПК7 С 01 С 1/04. / Degussa-Huls AG, Cieshoff Jurgen, Lang Jurgen. -

№ 19951976.5; заявл. 28.10.1999; опубл. 10.05.2001.

6. Процесс получения аммиака из гетерогенного исходного сырья: пат. 6086840 США, МПК7 С 01 С 1/04. / Whitney John P., Rao Ashok D. - № 09/200150; заявл. 25.11.1998; опубл. 11.07.2000.

7. Способ получения аммиака: пат. 10039753 Германия, МПК7 С 01 С 1/02б, С 01 В 21/068. / Kunkel Klaus, Auner Nobert. - № 10039753,0; заявл. 16.08.2000; опубл. 20.12.2001.

8. Об альтернативном способе синтеза аммиака и других соединений / Rawls Repeecal // Chem. and Eng. News. - 1998. - № 25. - C 29-34.

9. Использование гибридных мембранных технологий для очистки отходящих газов от диоксида углерода/ Application of pilot-scale membrane contactor hybrid system for removal of carbon dioxide from flue gas /Yean Soon-Hwa, Lee Ki-Sub, Sea Bongkuk, Park Yu-In, Lee Kew-Ho J Membr. Sci 2005,257 № 1-2, - c.156-160.

10. Абсорбер: пат. 20030471 Беларусь, МПК7 B 01D 15/00, 53/00. / Агеев В. В., Лакомкин А. А., Патутин Д. А., Останин А. Н. - № 20030471; заявл.10.11.2003; опубл. 30.09.2004.

11. Опыт модернизации отделения абсорбционной очистки агрегата синтеза аммиака АМ-70 на ОАО «Невинномысский Азот» с заменой МЭА-раствора на МДЭА-абсорбент российского производства / А.К. Аветисов, С.М. Кононов,

Ю.К. Байчток, С.В. Суворкин, И.Л. Лейтес, В.В. Дерипасов, Ю.А. Соколинский, , Н.В. Язвикова / ФГУП «НИФХИ им. Л.Я, Карпова» / kinetics@cc.nifhi.ac.ru

12. Позин М.Е. Расчеты по технологии неорганических веществ: учеб. пособие/, Б.А. Копылев, Г.В. Бельченко, Л.Я. [и др.]; под общ. ред. М.Е. Позина. - Л.: Химия, 1966. -640 с.

13. Технологический регламент цеха аммиак-3 ОАО 'Гродно Азот'.

14. Инструкция №3А-Т-4 оператору дистанционного пульта управления в химическом производстве цеха аммиак-3 очереди. Установка очистки конвертированного газа от СО2, метанирования и разгонки газового конденсата.

15. Алексеев А.М. Технология связанного азота: учеб. пособие / А.М. Алексеев, А.П. Засорин и [и др.]; под ред. В.И. Атрощенко. - К.: Вища шк. Головное изд-во, 1985. - 327 с.

16. Тетеревков А.И. Оборудование заводов неорганических веществ:сборник задач/ А.И. Тетеревков, В.В. Печковский, Л.В. Новосельская. - Минск.: Вышэйшая школа, 1984. - 96 с.

17. Гринберг Я.И. Проектирование химических производств / Я.И. Гринберг. М.: Химия, 1970. - 83 с.

18. Основные процессы и аппараты химической технологии / Под ред. Ю.И. Дытнерского. - М.: Химия, 1991. - 496 с.

19. Рамм, В.М. Абсорбция газов/ В.М. Рамм. - М.: Химия, 1976.-656 с.

20. Флореа, О. Расчеты по процессам и аппаратам химической технологии / О. Флореа, О. Смигельский. - М.: Химия, 1971.-448 с.

21. Балабоков О.С. Очистка газов в химической промышленности. Процессы и аппараты / О.С. Балабоков, Л.Ш. Балтабаев. - М.: Химия, 1991.-256 с.

22. Кобринец, В.П. Автоматика, автоматизация и автоматизированные системы управления технологическими процессами: учеб.-метод. пособие / В.П. Кобринец, В.Д. Лебедев, В.Я. Максимов. - Минск, БГТУ, 2007. - 83 с.

23. Полоцкий Л.М.. Автоматизация химических производств. Теория, расчет и проектирование систем автоматизации/ Л.М. Полоцкий, Г.И. Лапшенков; под ред. Л.М. Полоцкого. - М.: Химия, 1982. - 256 с.

24. Павлов К.Ф. Примеры и задачи по курсу процессов и аппаратов химической технологии/ К.Ф.Павлов, П.Г. Романков, А.А. Носков. - Л.: Химия, 1981. - 576 с.

25. Дытнерский Ю.И. Основные процессы и аппараты химической технологии: пособие по проектированию. - М.: Химия, 1983. - 546 с.

26. Сосуды и аппараты. Нормы и методы расчёта на прочность:

ГОСТ 14249-80. - Введ.01.09.80. - Москва: Издательство стандартов, 1980. - 62 с.

27. Охрана труда в химической промышленности / Г.В. Макаров [и др.]; под общ. ред. Г.В. Макарова. - М.: Химия, 1989. - 495 с.

28. Инструкция 4К-1 по технике безопасности, промышленной санитарии и пожарной безопасности цеха аммиак-3.

29. Система стандартов безопасности труда. Средства индивидуальной защиты. Метод определения звукового заглушения средств индивидуальной защиты: ГОСТ 12.4.092-80. -Введ. в РБ 17.12.92. - Москва: Государственный комитет по стандартизации Республики Беларусь, 1992. - 8 с.

30. Правилами устройства и безопасной эксплуатации сосудов, работающих под давлением:МНПА ГПАН-3.01.08. - Минск, 2008- 148с.

31. Нормы пожарной безопасности Республики Беларусь. Категорирование помещений, зданий и наружных установок по взрывопожарной и пожарной опасности: НПБ 5-2005 - Мн.: МЧС РБ, 2006.

32 Правила устройства электроустановок: ПУЭ-86. - Москва: Энергоиздат, 1986. - 76 с.

33. Инструкция по устройству молниезащиты зданий и сооружений:

РД 34.21.122-87. -Введ. - Минск: Минэнерго, 1987. - 55 с.

34. Гигиенические требования к микроклимату производственных помещений организации работ: СанПиН № 9-80-98. - Введ. 25.03.99. -Минск: МЗ РБ, 1999. - 25 с.

35. Отопление, вентиляция и кондиционирование воздуха: СНБ 4.02.01-03.- Введ. 01.01.05. - Минск: Министерство архитектуры и строительства Республики Беларусь, 2004. -78 с.

36 Естественное и искусственное освещение. Строительные нормы проектирования = Натуральнае i штучнае асвятленне. Будаўнічыя нормы праектавання: ТКП 45-2.04-153-2009. - Введ. 01.01.10. - Минск: Министерства архитектуры и строительства Республики Беларусь, 2010. - 104с

37. Шум. Общие требования безопасности. СанПиН 2.2.4/2.1.8.10-32-2002.- Введ. 06.11.03. -Минск: МЗ РБ, 2003. - 35 с.

38. Долин П.А. Справочник по технике безопасности/ П.А. Долин. - М.: Энергоатомиздат, 1985. -168 с.

39. Общие санитарно-гигиенические требования к воздуху рабочей зоны: ГОСТ 12.1005 ССБТ. - Минск: МЗ РБ, 1994. -76 с.

40. Административные и бытовые здания: СНБ 3.02.03-03.- Введ. 01.07.08.- Минск: Министерство архитектуры и строительства Республики Беларусь, 2008. - 31 с.

41. Противопожарные нормы. Строительные нормы и правила: СНиП 2.01.02-85.

42. Челноков, А.А. Охрана труда / А.А. Челноков, Л.Ф. Ющенко. - Минск: Высшая школа, 2006. - 463 с.