دانلود پروژه های درس طراحی کارخانه و اقتصاد مهندسی (docx) 52 صفحه
دسته بندی : تحقیق
نوع فایل : Word (.docx) ( قابل ویرایش و آماده پرینت )
تعداد صفحات: 52 صفحه
قسمتی از متن Word (.docx) :
پتروشیمی خراسان
شركت سهامي پتروشيمي خراسان، بزرگترين مركز توليد محصولات شيميايي شمال و شمال شرق كشـور، در ارديبهشـت سال 1371 در بجنورد ، مركز استان خراسـان شمالي تأسيس و از خرداد 1375 با آغـاز فعاليت‌هاي بهره‌برداري در ليست بنگاههاي صنعتي و توليدي كشور قرار گرفت.
موقعيت جغرافيايي
15963902673350 پتروشیمی خراسان00 پتروشیمی خراسان
مجتمع پتروشيمي خراسان در 17 كيلومتري جاده اصلي بجنورد - شيروان، در زميني به مساحت 200 هكتار شامل: 30 هكتار محوطه‌هاي صنعتي، 40 هكتار محوطه‌هاي عمومي و غيرصنعتي و 130 هكتار فضاي سبز احداث گرديده است. اين مجتمع با 939متر ارتفاع از سطح دريا در موقعيت 37 درجه و 31 دقيقه عرض شمالي و 57 درجه و 30 دقيقه طول شرقي قرار گرفته است.
گاز طبيعي70000 متر مكعب در ساعتآب خام (طراحي(300 ليتر در ثانيه ( 850متر مكعب در ساعت(آب خام (واقعي(500 متر مكعب در ساعت
18516602886710 خوراک مجتمع00 خوراک مجتمع
آمونياك1000 تن در روزكود شيميايي اوره(طراحي(1500 تن در روزكود شيميايي اوره(واقعي(1600 تن در روزكريستال ملامين60 تن در روز
153289029210محصولات00محصولات
واحد آمونیاک((Ammonia Plant :واحد آمونیاک به منظور تولید 1000 تن در روز آمونیاک با در نظر گرفتن کمترین میزان اتلاف حرارتی گاز طبیعی در فرایند ریفرمینگ بوسیله شرکت کلاگ طراحی شده است.از این مقدار آمونیاک مقداری برابر 835.5 تن در روز با دمای℃ 32.5 به عنوان خوراک واحد اوره و بقیه یعنی 146.5 تن در روز با دمای ℃35- به مخازن ذخیره آمونیاک فرستاده می شود.بدیهی است هنگامی که واحد اوره در سرویس نباشد کل آمونیاک در مخازن ذخیره جمع آوری می گردد.در این واحد همچنین 27000 متر مکعب بر ساعت دی اکسید کربن تولید می شود که به واحد اوره ارسال می گردد.16135354515485 واحد آمونیاک00 واحد آمونیاکترکیب و شرایط گازی که به عنوان خوراک واحد آمونیاک در این طراحی در نظر گرفته اند:خصوصیات خوراک :Mol%Component98.359CH40.61C2 H60.082C3 H80.017i C4 H100.035n C4 H100.018i C5 H120.021n C5 H120.352C6 H140CO20.515N21699260133350جدول 3-3-خوراک واحد آمونیاک00جدول 3-3-خوراک واحد آمونیاک دیگر خصوصیات خوراک150ppmvWater10ppmvOrganic Sulphur10ppmvH2 S160.503Molecular Weight14.3Kg/cm2Pressure at battery limit(min)47 Kg/cm2Pressure at battery limit(max)8℃Temperature at battery limit(min)24℃Temperature at battery limit(max)182499098425 خصوصیات دیگر خوراک واحد00 خصوصیات دیگر خوراک واحدخصوصیات محصول :Ammonia(cold)Ammonia(warm)Constituent99.999.9Ammonia(wt%min)0.10.1Water(wt%max)55Oil(ppmv max)--CO (mol % dry min)--Inerts(mol % dry max)--water1786890109220 خصوصیات محصول واحد 00 خصوصیات محصول واحد 2136775-15875جدول 2- 2-محصولات00جدول 2- 2-محصولات
-مواد شيميايي و نیازهای پیوسته در واحد هاي آمونياك :
مواد شيميايي و مصرفی گوناگوني بصورت مايع و جامد در واحد بكار مي رود كه تعدادي از انها بصورت مداوم به سيستم تزريق و مابقي بصورت دوره اي و در صورت نياز لود یا نصب مي گردد كه در جدول زير نشان داده شده است :
10191755577205مواد شيميايي و نیاز های پیوسته در واحد هاي آمونياك00مواد شيميايي و نیاز های پیوسته در واحد هاي آمونياك
انواع فرآیند تولید آمونیاک:
ترکیبات آمونیاک بخصوص کلرور آمونیوم هزاران سال پیش توسط بشر شناخته شده و عربها از تقطیر ماده ای که از شاخ گوزن گرفته می شد محلول آمونیاک را بدون اینکه شناختی از آن داشته باشند بدست آوردند .در سال 1773 فردی بنام پریستلی گاز آمونیاک را از حرارت دادن کلرور آمونیوم با آهک بدست اورد . گسترش واحد های تقطیر زغال سنگ در قرن نوزدهم این ماده را بصورت صنعتی وارد بازار کرد و در سال 1912 هابر و بوش توانستند تولید آمونیاک را از طریق گاز سنتز ارائه دهند و جوایز نوبل ان سالها را به خود اختصاص دهند. هیدروژن گاز سنتز تا سالهای جنگ جهانی دوم از تقطیر زغال سنگ بدست می آمد و با کشف ذخایر نفت وگاز ، استفاده از خوراک های دیگر برای تولید آمونیاک رواج یافت .
آمونياك از تركيب ازت هوا (منبع آن هواي محيط ) و هيدروژن (تهيه شده از يك منبع هيد روكربني يا الكتروليز آب و ...) در يك واحد صنعتي توليد مي شود.
(4-1) N2 + 3H2 → 2NH3 ΔH(700) = – 52.5 kJ/mol
بطور معمول امروزه هيدروژن از خوراك هاي گاز طبيعي ، نفتا ، نفت سنگين آمونياك تهيه شده و استفاده از خوراك هايي مانند كك و زغال سنگ ، الكتروليز اب و تهيه هيدروژن ، محصول فرعي هيدروژن از واحد هاي توليد كلرين از روشهاي قديمي توليد آمونياك بوده اند .
روشهای مختلف جهت تولید آمونیاک در جهان
تولید هيدروژن از الكتروليز آب
اكسيد كردن جزئي هيدروكربن ها
ريفرمينگ آدياباتيك
گاز سازي از زغال سنگ
ریفرمینگ متان
4-2-1-تولید هيدروژن از الكتروليز آب
با افزودن هيدروكسيد پتاسيوم براي افزايش رسانايي آب خالص شده ، در الكتروليز طبق واكنش زير آب به هيدروژن و اكسيژن تجزيه مي شود و جداسازي هيدروژن و اكسيژن در واحد جداسازي هيدروژن و تركيب آن با ازت هوا در بخش سنتز آمونياك توليد مي شود:
H2O → H2+1/2 O2 (4-2)
روش الكتروليز آب پروسس بسيار گراني است . بطور معمول 4/3 كيلو وات ساعت براي هر متر مكعب هيدروژن و حدود 8600 كيلو وات براي هر تن آمونياك برق مصرف مي گردد. مصرف انرژي جهت واحد جدا سازي توليد ازت ، لوپ سنتز و .... را بايد به اين مقدار افزود كه اين مقدار را به 10200 كيلو وات براي هر تن آمونياك افزايش مي دهد . اين پروسس جهت مناطق داراي برق ارزان مناسب است .
اكسيد كردن جزئي هيدروكربن ها :
در پروسس اكسيداسيون جزئي هيدروكربنها ( معمولا در نفتا و نفت سنگين بكار مي رود ) اكسيژن به همراه هيدروكربن در مشعل بالاي راكتور سوزانده مي شود . بخار جهت كنترل دماي راكتور اضافه مي گردد. در مشعل مقداري از هيدروكربنها سوخته و قسمتي ديگر به هيدروكربنهاي داراي زنجيره كوتاهتر شكسته و ريفرم مي شود. دماي نرمال مشعل 1500 – 130 درجه سانتي گراد بوده و باقي مانده متان در خروجي زير 0.3 درصد در فشار 30 بار مي باشد .
گاز خروجي از راكتور در WHB گرماي خود را از دست داده و اسكرابر كربن گاز را كه 3-1 درصد وزني هيدروژن است جدا مي كند . با جداسازي اكسيد هاي كربن و تزريق ازت گاز سنتز حاصله در كانورتور توليد آمونياك مي كند.
مزيت اين روش نسبت به ريفرمينگ گاز با بخار به صورت زير است :
به جداسازي گوگرد در خوراك نياز ندارد.
از كاتاليست ريفرمر استفاده نكرده و در يك مرحله تمامي ريفرمينگ انجام مي شود.
به خوراك و ميزان آن وابسته نيست و مي توان انواع خوراك مايع يا گازي و حتي NG يا سوخت هاي سنگين را استفاده كرد.
مقدار سوخت و هيدروكربن كل را براي پروسس پايين آورده است .
گاز سنتز خالص تري تهيه مي شود.
معايب اين روش بصورت زير است :
اكسيژن يا گاز با درصد بالاي اكسيژن مورد نياز است كه بايد از N2 جدا گردد.
گاز توليدي در مقايسه با ريفرمينگ با بخار داراي درصد بالاتري از CO به H2 مي باشد.
واحد جداسازي ازت و اكسيژن مورد نياز است.
ريفرمينگ آدياباتيك
در اين روش از تبخير خوراك نفتا و تجزيه آن به هيدروكربنهاي كوچكتر مانند متان و H2 ، CO ، CO2 استفاده مي شود. نفتا تبخير شده و با بخار آب مخلوط شده و در دماي 490 درجه از ريفرمر اوليه با كاتاليست نيكل عبور مي كند .اين كاتاليست داراي 25 درصد نيكل و 11 درصد AL2O3 و MgO مي باشد. در اين ريفرمر واكنش هاي گرماگير ريفرمينگ با واكنش هاي گرمازاي تشكيل متان و واكنش هاي تبديل CO به CO2 با هم انجام شده و واكنش كلي در راكتور گرمازا مي باشد . گاز جهت تكميل مراحل ريفرمينگ وارد پرايمري و سكندري مي گردد.
در پري ريفرمر آدياباتيك كاهش لود حرارتي پرايمري ريفرمر را به همراه داشته و طول عمر كاتاليست و تيوبهاي پرايمري بيشتر مي شود.پيش ريفرمر نيز به عنوان يك گارد سولفور براي كاتاليست پرايمري ايفاي نقش مي كند.
گاز سازي از زغال سنگ
تولید گاز سنتز با استفاده از زغال سنگ با سه روش انجام می شود:
بد ثابت
بد شناور
بد مرحله اي
19494518669012998453401060شکل 4-1 روش گاز سازي از زغال سنگ00شکل 4-1 روش گاز سازي از زغال سنگ
بد ثابت :
دانه هاي زغال در اندازه هاي 50-30 ميلي متر از بالاي گاز ساز وارد و بخار از پايين وارد مي شود . با پايين آمدن دانه هاي زغال ابتدا خشك و گرم شده ، سپس كربونايز و در نهايت با بخار و اكسيژن تبديل به گاز مي شود. خاكستر باقي مانده از پايين بستر خارج شود. بدليل جريان مخالف زغال با بخار و تبادل حرارت باعث افزايش بازدهي شده و نسبت به ديگر روشها اكسيژن و حرارت كمتري نياز دارد و مي توان اكسيژن با خلوص 90 درصد يا كمتر نيز بكار برد. گاز با دماي 450 درجه خارج و پس از سرد و شستشو جهت خارج كردن قطران ،هيدرو كربنهاي سنگين ،گرد و غبار و .... با تركيبي از CO ، H2 ، CO2 و CH4 و هيدروكربنها وارد ريفرمر با بخار ، راكتور هاي شيفت CO و بخش جداسازي H2S و CO2 مي شود. گاز حاصل پس از شستشو با نيتروژن و ارسال متان به ريفرمر ، آماده تزريق ازت و ارسال به كمپرسور سنتز و توليد ،آمونياك از كانورتور مي باشد .
بد شناور :
366395243840
1842770474980روش بد شناور00روش بد شناور
دانه هاي زغال در گاز ساز با سايز حدود 15 ميلي متر با جرياني از بخار و اكسيژن از پايين و يك همزن ، يك بستر شناور را ايجاد مي كنند . دماي اين بستر تا 1000 رسيده كه در اين شرايط خروجي تنها CO و H2 و كمتر از 1 درصد متان وجود دارد. پس از خنك سازي مانند پروسس lurgi مراحل توليد گاز سنتز و آمونياك ادامه مي يابد . در گاز ساز وینکلر فشار پايين 1 تا 3 اتمسفر مي باشد و با هر گريد از خوراك زغال سنگ كار مي كند و تنها عيب روش تحت فشار بودن سيستم مي باشد .
بد مرحله اي :
اكثر واحد هاي توليد آمونياك با اين روش امروزه فعال مي باشند . زغال سنگ خشك و به دانه هاي حدود مش 200 خرد شده و با بخار و اكسيژن از پايين گاز ساز به دو مشعل پاشيده مي شودو از نازل هاي برنر نيز بخار تزريق مي شود . در دماي 100 – 1200 درجه زغال به گاز تبديل مي گردد . پس از جداسازي خاكستر گاز خروجي شامل 31 درصد هیدروژن ، 56 درصد CO2 ،یازده درصد CO و کمتر از 0.1 درصد متان دارد . پس از سرد و جداسازي خاكستر گاز سنتز مراحل دو روش قبل را جهت توليد آمونياك طي مي كند. عيب اين روش خاكستر كردن زغال سنگ و فشار سيستم 1 تا 3 اتمسفر و مصرف بالاي اكسيژن نسبت به ديگر روشها مي باشد.
ریفرمینگ متان :
گاز متان یا نفتای بدون گوگرد با بخار در ترمال ریفرمر در دمای حدود 800 درجه سانتیگراد و فشار 28-40 bar وارد تیوبهای بلند پرایمری ریفرمر با کاتالیست نیکل می شود. واکنش کلی گرماگیر و به حرارت بالایی نیاز دارد . گاز خروجی تیوبهای پرایمری حدود 51-5 % متان داشته و وارد راکتور اتو ترمال سکندری ریفرمر شده و با تزریق هوا ازت مورد نیاز واکنش تولید آمونیاک تامین و متان شکسته نشده در پرایمری ریفرمر در دمای بالای سکندری ریفرمر که حدود1100 – 900 درجه (از واکنش اکسیژن هوا با هیدروژن واکنش گرمازای تولید آب اتفاق افتاده و دمای 800 ورودی را بالا می برد ) شکسته و خروجی سکندری ریفرمر تنها CO , CO2,H2, N2 و زیر 1 درصد متان وجود دارد .1533525309245
208089582550 واحد ریفرمینگ متان00 واحد ریفرمینگ متان
در HTS مقدار 12 درصد CO به 3 درصد و در LTS این مقدار به زیر 0.3 درصد خواهد رسید . گاز خروجی که حدود 18 درصد CO2 دارد وارد برج جذب CO2 شده و گاز پروسس حاصل که مقدار کمی CO , CO2 دارد وارد متانیتور شده و اکسید های کربن تبدیل به متان می شوند . گاز حاصل با نسبت 3 به 1 از هیدروژن به ازت و مقدار کمی متان وارد بخش سنتز شده و با فشار 150 – 250 bar و دمای 450-500 درجه در مجاورت کاتالیست آهن تشکیل آمونیاک می دهد . درصد تبدیل آمونیاک از گاز سنتز 30-15 % می باشد . گاز خروجی کانورتور تا دمای منفی 15 سرد و آمونیاک مایع آن جدا می شود .
پروسس های جدید تولید آمونیاک در جهان
با هدف کاهش مصرف انرژی ، رفع مشکلات زیست محیطی و برگشت سرمایه در مدت زمان کوتاه روشهای نوینی جهت تولید آمونیاک بکار گرفته می شود که شامل موارد زیر است :
LCA – Leading Concept Ammonia (LCA) Process
Haldor Topsoe A/S process
Kellogg Brown and Roots Advanced Ammonia Process.KAAP Process
Krupp Uhde GmbH ammonia Process
The Linde Ammonia Concept (LAC) ammonia process
Ammonia Casale process
LCA – Leading Concept Ammonia (LCA) Process
55245079375
928370296545Leading Concept Ammonia (LCA) Process00Leading Concept Ammonia (LCA) Process
در این روش هوای اضافی تا 25 درصد در سکندری ریفرمر و کاتالیست بسیار فعال در آن بکاربرده می شود . پروسس LCA از گرمای خروجی سکندری ریفرمر جهت گرم کردن تیوبهای پرایمری در مبدل لوله ای GHR یا Gas Heated Reformer استفاده می کند .
شیفت CO در یک راکتور در دمای 250 درجه با کاتالیست مخصوص مس انجام می شود و CO2 و گازهای بی اثرو ازت اضافی از گاز سنتز در بسترهای جذب سطحی ، pressure swing absorption، جدا می گردند . با کاتالیست فعال کانورتور در فشار زیر 100 بار کارکرده و مصرف انرزی برای یک واحد 450 تن در روز به میزان Gcal/MT 7.2 کاهش داده است .
Haldor Topsoe A/S process
با استفاده از دانش و مطالعات روی پروسس و کاتالیست ها این روش از یک پیش ریفرمر برای ریفرمینگ همه هیدرو کربن ها قبل از پرایمری ریفرمر استفاده کرده و محصول خروجی ریفرمر اولیه شامال متان ، منو و دی اکسید کربن و هیدروژن و بخار آب به سمت پرایمری ریفرمر فرستاده می شود .بواسطه وجود پیش ریفرمر 15 درصد از لود حرارتی پرایمری ریفرمر کاسته شده و کاتالیست فعال آهن در راکتورهای شیفت CO نیاز به نسبت بخار به کربن پایین تری داشته و درصد تبدیل بالاتری را ارائه می کنند .
این پروسس از HERA یا Heat Exchange Reforming Process استفاده نموده است .جداسازی CO2 با محلولهایی با مصرف انرژی پایین مانند MDEA , Selexol و کربنات پتاسیم و استفاده از کانورتور با درصد تبدیل بالاتر و بکارگیری سه کانورتور با جریان شعاعی و به صورت سری ( S-250,S-200,S-50 ) پروسسی با قیمت پایین و بازدهی بالا در واحد های آمونیاک می باشد . کانورتور S-300 با سه بستر جریان شعاعی جدید ترین سری از طراحی برای این پروسس عرضه شده است .
Kellogg Brown and Roots Advanced Ammonia Process
KAAP از مبد لهای فشار بالا برای ریفرمینگ با بخار و لوپ سنتز با فشار پایین ارائه شده است .استفاده از سیستم Kellogg Brown and Root Reforming Exchange System (KRES) باعث کاهش مصرف انرژی و هزینه های اولیه سرمایه گذاری شده که در این پروسس پس از گوگرد گیری ، گاز در یک ریفرمر اتوترمال در حضور بخار و هوا و کاتالیست نیکل 100 درصد آن به محصولات تبدیل می گردد.گاز گرم خروجی از ریفرمر وارد شل مبدل KRES شده و گرمای ریفرمینگ متان در تیوبهای این مبدل را تامین می کند .
گاز سرد خروجی شل مبدل KRES پس از گذر از WHB وارد راکتورهای HTS ، LTS و سپس بخش جذب CO2 با محلول MDEA یا کربنات پتاسیم شده ودر نهایت به متانیتور ارسال می شود. گاز سنتز خروجی متانیتور با افزایش فشار وارد کانورتور با طراحی KAAP شده که کاتالیست گرافیتی فعال بر پایه رودینیوم ، Ruthenium داشته و درصد تبدیل بالای 20 درصد را نسبت به کاتالیست اهن کانورتورهای موجود به ثبت رسانده است و این به معنی کاهش فشار لوپ سنتز و کاهش هزینه های تولید میباشد .
مزيت اين روش نسبت به دیگر پروسس ها به صورت زير است :
بد با اینتر کولر و جریان شعاعی و طراحی پوسته کانورتور با دمای بالا در یک شل
ترکیب کمپرسورهای گاز سنتز و آمونیاک با هم
بکار گیری کمپرسور هوا با موتور برقی
لوپ سنتز با فشار پایین
فعالیت بالای کاتالیست کانورتور
Krupp Uhde GmbH ammonia Process
پروسس از یک کانورتور با فشار متوسط و پرایمری ریفرمر در دمای℃ 850-800 درجه و فشار 40 بار بهره می گیرد هوا از طریق نازل سکندری به گاز خروجی پرایمری تزریق وHTS و LTS و جداسازی CO2 با MDEA یا بنفیلد صورت می گیرد .
لوپ سنتز از دو کانورتور با سه بد که دارای دانه های ریز کاتالیست آهن بوده و جریان شعاعی باعث کاهش افت فشار کانورتور و ماکزیمم تبدیل در کانورتور را در پی خواهد داشت .
The Linde Ammonia Concept (LAC) ammonia process
این پروسس شامل یک واحد مدرن هیدروژن ، نیتروژن و لوپ سنتز با بازدهی بالا بوده و سکندری ریفرمر ، متانیتور و یکی از راکتورهای شیفت CO حذف شده اند. پرایمری ریفرمر با دمای℃ 850 وارد راکتور شیفت CO در دمای℃ 250 که بصورت لوله ای بوده و ایزوترمال خنک می شود .گاز خروجی راکتور شیفت وارد بستر های جذب سطحی ، pressure swing absorption جهت جداسازی هیدروژن در خلوص 99.99 درصد می گردد.
یک سیستم مایع ساز هوا ، Cold Box جهت جداسازی نیتروژن مایع خالص از هوا استفاده می شود .گاز CO2 با MDEA ویا بنفیلد از گاز پروسس جدا می گردد و هیدروژن خالص خروجی برج های جذب سطحی با نیتروژن خالص وارد لوپ سنتز و کانورتور بر اساس طراحی کازاله با سه بد و اینتر کولر درصد بالایی از تبدیل را خواهد داد . مصرف انرژی واحد (خوراک و سوخت) کمتر از Gcal/MT 7 آمونیاک حاصل گردیده است .
-4-3-5 Ammonia Casale process
آمونیا کازاله با طراحی اولین واحد تولید آمونیاک با خوراک متان و خطوط هیدروژن در واحد آمونیاک 3 رازی به جمع دارندگان لیسانس تولید آمونیاک در سال 2002 بپیوندد.
با استفاده از بخش های گوگرد گیری ،پرایمری و سکندری ریفرمر ، HTS و LTS ، بخش جداسازی CO2 و متانیتور ، لوپ سنتز و کانورتور اختصاصی ، استفاده از پکیج جداسازی هیدروژن ، طراحی جریانی شعاعی در راکتور های شیفت و دی هیدراسیون گاز سنتز از ویژگی های این روش می باشد .
شرح فرآیند تولید آمونیاک:
برای تهیه آمونیاک به هیدروژن و نیتروژن نیاز می باشد که انواع روش های تهیه ی این دو در فصل انواع روش های تولید به اختصار توضیح داده شد .
به طور کلی فرآیند تولید آمونیاک شامل چند قسمت می باشد که شماتیکی از این فرآیند در شکل زیر آمده است . در ادامه فرآیند تولید آمونیاک در پتروشیمی آمونیاک به طور کامل شرح داده می شود .
17430753557905فرآیند تولید آمونیاک00فرآیند تولید آمونیاک
آماده سازی گاز طبیعی خوراک
هیدروژناسیون (کبالت - مولیبدن) و گوگردزدایی (اکسید روی) :
گاز طبیعی خوراک را که دارای ترکیبات آلی گوگردی است می توان در حضور مقداری هیدروژن اضافی ، عاری از گوگرد ساخت .گاز خوراک پس از فشرده شدن تا فشار Kg/cm2 44.76 با یک جریان برگشتی از گاز سنتز سرشار از هیدروژن مخلوط می شود که این گاز برگشتی از قسمت کمپرسور گاز سنتز خواهد آمد . توجه به این نکته ضروری است که در صورت استفاده از گاز سنتز خروجی از قسمت کمپرسور گاز سنتز به عنوان جریان برگشتی ، به دلیل سرشار بودن این گاز از و اختلاط آن با گاز طبیعی که مقداری همراه خود دارد ، انسداد لوله ها و تشکیل کاربامات امری اجتناب ناپذیر خواهد بود . لذا باید گاز سنتز را قبل از اختلاط با گاز طبیعی در لوله های پیش گرم کن ریفرمر اولیه گرم نماییم .
مخلوط گاز ناشی از گاز سنتز برگشتی و گاز طبیعی که حدود 3 درصد هیدروژن دارد ابتدا در لوله های پیش گرم کن اولیه گرم شده و سپس وارد راکتور هیدروژناسیون می شود . کاتالیست به کار رفته در این راکتور از جنس کبالت – مولیبدن است که باعث تبدیل ترکیبات آلی گوگردی به سولفور هیدروژن می شود .
گاز خروجی از این راکتور که اساسا تمام ترکیبات گوگردی آن به شکل H2Sمی باشد ، وارد راکتورهای گوگردزدایی که با کاتالیست اکسید روی پر شده اند ، می شود . در این راکتور تمام سولفور هیدروژن موجود در گاز در اثر واکنش با اکسید روی به سولفور روی تبدیل شده و از جریان گاز حذف می شود . اگر مقدار در گاز خوراک بیش از 5 درصد باشد ، امکان انجام واکنش متاناسیون در راکتور هیدروژناسیون وجود خواهد داشت .
به منظور فراهم کردن شرایط مناسب جهت واکنش هیدروژناسیون ، دمای گاز ورودی به راکتور برابر℃ 371 در نظر گرفته شده است . توجه به عدم انجام واکنش متاناسیون بویژه در هنگام راه اندازی واحد که گاز برگشتی از حدود 18 درصد دی اکسید کربن دارد ، بسیار مهم است .
شرایط دمایی در راکتورهای گوگرد زدایی نیز همانند راکتور هیدروژناسیون℃ 371 در نظر گرفته شده در حالیکه دمای گاز خروجی از آن تا℃ 360 کاهش می یابد .
کاتالیست :
کاتالیست های کبالت – مولیبدن و اکسید روی از لحاظ مکانیکی مقاوم بوده و مشکلی در بکار گیری ندارند. با این وجود تلاش می شود تا از تشکیل هر نوع کندانس در راکتورها به ویژه در هنگام راه اندازی یا خواباندن واحد جلوگیری به عمل آید زیرا در غیر این صورت کاتالیست اکسید روی خراب شده و کارایی خود را از دست می دهد .
متغیر های عملیاتی :
مهمترین متغیرهای عملیاتی در واکنش گوگردزدایی به استثناء سرعت فضایی که می توان آن را با مقدار جریان گاز تثبیت کرد ، به ترتیب اهمیت در زیر آورده شده است :
نسبت هیدروژن به گاز خوراک :
این نسبت مولی بوده و مطابق طراحی باید 0.2 مول هیدروژن به یک مول گاز خوراک داشته باشیم . برای داشتن مقدار صحیحی از این غلظت باید غلظت هیدروژن در گاز سنتز برگشتی و وزن مولکولی گاز طبیعی خوراک در دسترس باشند . عموما افزایش این نسبت باعث بالا رفتن درجه گوگردزدایی می شود .
دما :
طراحی اولیه دما بر اساس دمای گاز خروجی از لوله های پیش گرم کن ریفرمر اولیه بوده و برابر ℃371 می باشد . اگرچه تجربه نشلن داده است که این دما نباید از مقدار فوق بیشتر شود ولی عموما یک افزایش دمای جزئی در دما باعث بالا رفتن درصد تبدیل گوگرد خواهد شد .
فشار :
فشار طراحی گاز خروجی از راکتور گوگرد زدایی برابر Kg/cm2 42 می باشد . در شرایط نرمال ، این فشار همان فشار عملیاتی است که ریفرمر اولیه تحت آن عمل می کند . از آن جا که این فشار بر روی یک مقدار مشخص و ثابت نگهداری می شود ، نمی توان آن را به عنوان یک متغیر عملیاتی محسوب نمود .
با این وجود می توان گفت هر چه فشار بیشتر باشد ، گوگرد زدایی بهتر انجام می گیرد . تنها واکنش جانبی مهمی که ممکن است اتفاق بیفتد ، تشکیل coke برروی کاتالیست ها می باشد .
ریفرمر اولیه :
پس از اینکه ترکیبات گوگردی از جریان گاز جذب شدند ، به منظور تهیه هیدروژن به روش اقتصادی آن را تحت عملیات ریفرمینگ قرار می دهند . این عمل با عبور گاز از روی بستر کاتالیستی اکسید نیکل در مجاورت بخار آب در دمای بالا و فشار مناسب انجام می گیرد . واکنش ریفرمینگ گرماگیر بوده که این گرما از طریق کوره ریفرمر اولیه تأمین خواهد شد .
در ادامه شرایط واکنش ریفرمینگ به صورت تئوری بیان شده به گونه ای که با رعایت این شرایط می توان از لحاظ عملیاتی به موفقیت دست یافت . بکار گرفتن شرایط عملیاتی غیر مناسب در واحد آمونیاک ، تأثیر مستقیمی بر تولیدات کل مجتمع خواهد داشت لذا توجه به مقادیر مناسب متغیرهای عملیاتی از اهمیت فراوانی برخوردار می باشد.
واکنش های ریفرمینگ :
به طور کلی در ریفرمر های اولیه و ثانویه واکنش های تعادلی زیر اتفاق می افتد . در این واکنش ها عمدتا بین متان وآب واکنش انجام گرفته که می توان آن را بصورت زیر بیان نمود :
CH4 + H2O CO + H2
CO + H2O CO2 + H2
اگرچه ترجیح داده می شود تنها واکنش انتهایی در ریفرمینگ حاصل شود و منوکسید کربن وجود نداشته باشد ولی همواره مقداری منوکسید کربن در خروجی ریفرمر ثانویه مشاهده می گردد که پس از اکسید شدن به در شیفت کنورتر ها از جریان گاز حذف خواهد گردید . اکسید شدن به در شیفت کنورتر از جریان گاز حذف خواهد گردیید . اکسید شده به در شیفت کنورتر ها از جریان گاز حذف خواهد گردید . این عمل باعث افزایش مقدار هیدروژ ن در خروجی شیفت کنورتر می شود .
شرایط عملیاتی واکنش ریفرمینگ :
1-دما :
نتیجه نهایی افزایش دمای ریفرمینگ بر روی ترکیب گاز خروجی از آن ظاهر می شود بدین ترتیب که مقدار متان و دی اکسید کربن کاهش ولی درصدهای منوکسید کربن و هیدروژن افزایش می یابد .
طبیعی است که با کاهش دمای ریفرمینگ نتیجه عکس حاصل می گردد .
2-فشار :
چون فشار عملیاتی در واکنش ریفرمینگ نباید متغیر باشد لذا اساسا فشار گاز و بخار ورودی به این قسمت را باید در یک حد مقرر ثابت نگه داشت . با این وجود به طور کلی می توان گفت افزایش فشار تأثیری همانند افزایش فشار تأثیری همانند کاهش دما داشته به گونه ای که طراحی ریفرمر بر مبنای ایجاد یک تعادل بین فشار و دما می باشد .
3-نسبت بخار به کربن :
علاوه بر ملاحظات ضروری که درباره مقدار مقدار بخار مورد نیاز جهت جلوگیری از ایجاد دوده بر روی کاتالیست باید رعایت گردد ، افزایش نسبت بخار به کربن موجب پیش رفتن واکنش های تعادلی به طرف راست می شود . در نتیجه این عمل میزان متان و منوکسید کربن افزایش می یابند . در همین حال مقدار مصرف بخار ارسالی از واحد نیز زیاد می شود . به طور کلی اگر نسبت بخار به کربن برابر3/2 به یک باشد ، بهترین شرایط کارکرد واحد و اقتصادی ترین حالت ممکن ایجاد شده است .
هرگاه در مورد نسبت واقعی بخار به کربن تردیدی بوجود آید از روشی بنام روش اندازه گیری مرطوب برای تعیین آن استفاده می شود . توجه به این نکته ضروری است که نسبت بخار به گاز ورودی به ریفرمر اولیه را باید در حدی نگه داشت که نسبت بخار به کربن همواره برابر 3/2به یک باقی بماند .
اگر بر اثر یک مسئله مکانیکی یا عملیاتی مقادیر ناچیزی دوده بر روی کاتالیست بنشیند باید آن را سریعا از روی سطح برداشت و با افزایش نسبت بخار به کربن فعالیت آن را مجددا به حالت اولیه برگرداند . اگر مقدار نشت دوده روی کاتالیست قابل توجه باشد ، لازم است جهت تعویض کاتالیست واحد را از سرویس خارج نمود .
4-کاتالیست ریفرمر اولیه :
لوله های ریفرمر اولیه با کاتالیست اکسید نیکل که یبه شکل می باشند ، پر شده اند . تعداد این لوله این لوله ها 168 عدد است که در قسمت تشعشع کوره ریفرمر اولیه قرار گرفته اند . قسمت های بالایی این لوله ها با کاتالیست قلیایی شده (پتاس) پرشده است که امکان نشت کربن بر روی سطح کاتالیست را در صورت وجود هیدرو کربورهای سنگین در جریان گاز خوراک کاهش می دهد .
5-کاتالیست های قسمت بالای لوله های ریفرمر :
کاتالیست های بکار رفته شده در قسمت بالای لوله ها از جنس پتاس بوده و به شکل مخلوطی از آلومینات پتاسیم و سیلیکات آلومینیوم می باشد . این ترکیبات به آرامی هیدرولیز شده که در نتیجه این عمل هیدروکسید پتاسیم آزاد بر روی سطح کاتالیست تشکیل می شود . هنگامی که گاز خوراک دارای هیدروکربورهای سنگین باشد ، این پتاسیم آزاد از رسوب کربن روی کاتالیست جلوگیری کرده و در نتیجه از کاتالیست اکسید نیکل معمولی که در باقیمانده لوله وجود دارد محافظت به عمل می آورد . بر اثر قرار گرفتن در معرض جریان بخار مانند مقدار ناچیزی از هیدروکسید پتاسیم به صورت گاز در آمده که وارد جریان گاز خوراک می شود . لذا بدین ترتیب مقداری پتاس را از دست خواهیم داد . پتاس از دست رفته در روی سطح کاتالیست بوسیله پتاسیم بیشتری که از ترکیبات کمپلکسی پتاسیم بدست می آید جایگزین شده که این عمل موجب محافظت کاتالیست در قبال تشکیل کربن و ته نشینی آن می گردد . ترکیبات کمپلکسی پتاسیم به عنوان منبع ذخیره پتاس از هدر رفتن آن جلوگیری کرده و با ایجاد یک شرایط مناسب حفاظتی ، عمر مفید کاتالیست را افزایش می دهد .
توجه به این نکته ضروری است که که سرعت از بین رفتن پتاس با ایجاد شرایط ناپایدار در ریفرمر افزایش یافته و بویژه در زمان راه اندازی اولیه واحد به شدت زیاد می شود . در دمای پایین تر از 700 درجه سانتیگراد هیدرولیز ترکیبات پتاسیم افزایش یافته که در این حالت تا آنجا که امکان دارد باید از تزریق بخار آب اجتناب گردد . این عمل یعنی عدم تزریق بخار آب به ریفرمر در زمان راه اندازی اولیه که دما عموما کمتر از℃ 700 است تقریبا غیر ممکن می باشد زیرا در این هنگام عمل احیاء کاتالیست ها توسط بخار در حال انجام خواهد بود . هیدرولیز بوسیله بخار باعث افزایش پتاس آزاد در کاتالیست ها شده که این نیز خود موجب ازدیاد انفجاری و ناگهانی پتاس در دماهایی خواهد شد که در آن دما پتاس دارای فراریت زیادی است .
با افزایش تدریجی دمای خروجی ریفرمر به بیش از℃ 700 می توان از هدر رفتن پتاس به صورت گاز جلوگیری کرد بدین شکل که پتاس هاس آزاد با هم ترکیب شده و به صورت کمپلکس در می آیند . در صورتی که دمای ریفرمر برای مدتی طولانی کمتر از℃ 700 باشد ، توجه به مسئله هیدرولیز اهمیت بیشتری پیدا می کند .
به منظور تبدیل پتاس آزاد به شکل سیلیکات آلومینیومی آن ، پیشنهاد می گردد دما را به مدت 3 ساعت کمی بیش از℃ 704 ثابت نگهداشته و سپس آن را تا℃ 732 افزایش دهیم . دمای ℃ 732 را نیز باید به مدت 3 ساعت حفظ نموده و سپس مجددا آن را℃ 28 زیادتر نماییم تا ℃ 760 برسد . این روش را تا رسیدن دمای ریفرمر به مقدار مطلوب (حدود℃ 830) به همین صورت ادامه می دهیم .
کاتالیست های قسمت پایین لوله های ریفرمر :
کاتالیست های بکار رفته در قسمت پایین ریفرمر از نوع ترکیبات اکسید نیکل مقاوم شده است که هنگام واکنش با بخار آب فعالیت زیادی از خود نشان می دهند . از این کاتالیست ها جهت واکنش ریفرمینگ متان و سایر هیدروکربورهای سبک در ریفرمرهای دارای لوله استفاده می شود .
پس از احیاء کاتالیست اکسید نیکل به نیکل می توان آن را تا دمای℃ 850 بکار برد اگرچه رسیدن به دمای℃ 1000 نیز تحت شرایط خاص ممکن می باشد . در شرایط عادی دمای خروجی از ریفرمر℃ 808 و فشار عملیاتی آن Kg/cm2 37.26 می باشد .
5-افت فشار لوله ها :
پس از اینکه شارژ کاتالیست ها در ریفرمر اولیه به پایان رسید ، با دادن ارتعاشات مکانیکی به لوله ها در آنها افت فشار یکسانی ایجاد می کنیم تا جریان گاز به طور یکنواخت بین آنها تقسیم شود . اگر مقدار افت فشار یکی از لوله ها متفاوت باشد باعث گرم شدن بیش از حد لوله ها و عدم انجام مطلوب واکنش خواهد شد.
6-شرایط عملیاتی کوره ریفرمر:
جهت رسیدن به دمای مطلوب در خروجی ریفرمر(℃825) از حرارت ناشی از تشعشع کوره ریفرمر که دمایی در حدود℃ 1038 ایجاد می کند استفاده شده است . گازهای سوخته شده داغ پس از عبور از قسمت تشعشع وارد کانال های کف کوره ( DUCTS) می شوند . این کانال ها در حقیقت حالتی بین تشعشع و کنوکسیون داشته که در آنها از حرارت گازهای سوخته شده داغ جهت گرم کردن قسمت های انتهایی لوله ها استفاده می شود . از حرارت گازهای سوخته شده جهت گرم کردن قسمت های زیر استفاده می شود :
لوله های گرم کننده هوای پروسس و بخار
لوله های پیش گرم کننده مخلوط گاز خوراک و بخار
سوپرهیت کردن بخار در دو قسمت
لوله های پیش گرم کن گاز خوراک طبیعی
لوله های پیش گرم کن هوای پروسس و بخار
لوله های پیش گرم کن آب خوراک بویلرها
لوله های پیش گرم کن گاز سوخت
5-ریفرمر ثانویه :
گازی که بطور نسبی تحت عمل ریفرمینگ قرار گرفته است پس از خروج از ریفرمر اولیه به صورت مماسی وارد محفظه احتراق ریفرمر ثانویه می شود . برای انتقال گاز از ریفرمر اولیه به ثانویه از یک خط انتقال که دور آن را آب فرا گرفته استفاده می شود و دمای گاز ورودی به ریفرمر ثانویه برابر℃ 808 می باشد .
جریان گاز از اطراف لوله ورودی هوا که در مرکز محفظه قرار گرفته است به طرف پایین جریان یافته و پس از عبور از یک پره ثابت وارد محفظه احتراق ریفرمر می شود. گاز پس از عبور از محفظه احتراق از میان بستر کاتالیستی اکسید نیکل گذشته و واکنش ریفرمینگ خود را به صورت کامل انجام می دهد.
1-کاتالیست ریفرمر ثانویه :
حجم بستر کاتالیستی در این ریفرمر برابر 25.8 متر مکعب بوده و کاتالیست ها بوسیله گلوله های دارای درصد بالای آلومینا و کم سیلیس به قطر 25 میلیمتر نگهداشته می شوند .
2-شرایط عملیاتی ریفرمر ثانویه :
حداکثر راندمان برای عملیات ریفرمینگ وقتی بدست می آید که حتی الامکان واکنش در ریفرمر ثانویه بصورت کامل انجام گیرد زیرا استفاده از حرارت احتراق در این ریفرمر باعث کاهش مصرف سوخت در ریفرمر اولیه خواهد شد.
با توجه اینکه مقدار هوای ورودی به ریفرمر ثانویه بر اساس نیتروژن لازم جهت سنتز آمونیاک تنظیم می شود ولی می توان درجه کلی واکنش ریفرمینگ را با تغییر درجه حرارت در ریفرمر اولیه تنظیم نمود .بر اساس طراحی مقدار متان خروجی از ریفرمر ، بر مبنای آنالیز خشک باید 0.43 در صد مولی باشد . به منظور کنترل دقیق شرایط عملیاتی در ریفرمر ، داشتن نسبت مناسبی از هیدروژن به نیتروژن (1 به 3) امری لازم و ضروری است .
اگر نسبت فوق انحراف زیادی از میزان مقرر داشته باشد ، مشکلات زیادی بویژه در کنورتر آمونیاک بروز خواهد کرد.
اگر شرایط و مقدار هوای پروسس ورودی به ریفرمر ثانویه تغییر کند ، دمای ریفرمر نیز متناسب با آن دچار دگرگونی خواهد شد به طوری که افزایش دبی هوای ورودی بالا رفتن دما را باعث خواهد شد .
مبدل های حرارتی :
گاز سنتز تصفیه نشده که با بخار آب همراه است در دمای℃ 994 از انتهای بستر کاتالیستی ریفرمر ثانویه خارج شده و وارد قسمت پوسته مبدل حرارتی و می گردد . تمامی گاز پروسس در خنک شده وسپس یک قسمت عمده از آن در بیشتر خنک شده و در نهایت گاز های خروجی از این دو مبدل با هم مخلوط شده و از آنجا به شیفت کنورتر دمای بالا می رود . دمای گاز پس از عبور از این دو مبدل از℃ 994 به 371 کاهش می یابد که این حرارت به آب خوراک بویلر ورودی به منتقل خواهد شد .
شیفت کنورتر دمای بالا :
راکتورهای تبدیل کننده در دماهای بالا و پایین به صورت یک مجموعه روی هم قرار گرفته اند بدین صورت که راکتور HTS بالای راکتور LTS قرار گرفته شده است . این راکتور دارای بستر کاتالیستی به حجم 48.7 مترمکعب می باشد .
شرایط عملیاتی راکتور HTS :
15951202953385 راکتور HTS00 راکتور HTS
مخلوط گاز و بخار در دمای℃ 371-343 وارد راکتور HTS شده و تا در آنجا قسمت CO همراه خود را به CO2 تبدیل کند. واکنش انجام شده در این راکتور را می توان به صورت زیر بیان نمود :
CO + H2O CO2 + H2
این واکنش برگشت از نوع برگشت پذیر بوده به گونه ای که هر چه دما پایین تر باشد مقدار بیشتری از CO به CO2 تبدیل خواهد شد .
با این وجود سرعت واکنش با افزایش دما زیادتر خواهد شد لذا به منظور داشتن درصد تبدیل مشخصی از واکنش باید متغیر های عملیاتی دما و نسبت بخار به گاز کنترل گردند . در شرایط عملیاتی نرمال معمولا دمای گاز ورودی به راکتور را ℃ 371 در نظر می گیرند هر چند با کاتالیست های جدید می توان دمای گاز را تا حدود℃ 357-343 نیز پایین آورد .
1-دما :
در صورتیکه واکنش فوق به حالت تعادلی خود نزدیک باشد ، با کاهش دما درصد تبدیل افزایش می یابد ولی اگر حالت تعادلی برقرار نباشد با کاهش دما این مقدار تبدیل کم می گردد .انتخاب دمای مناسب برای واکنش درراکتور HTS به گونه ای است که هرچه دما بالاتر باشد ، سرعت تبدیل CO به CO2 زیادتر می شود .
2-بخار :
در صورتیکه به حالت تعادلی نزدیک باشیم ، افزایش مقدار جریان بخار موجب افزایش تبدیل خواهد شد و بالعکس اگر به حالت تعادلی دور باشیم ان عمل نتیجه معکوس در بر خواهد داشت .
راکتور LTS :
راکتور LTS که همان شیفت کنورتر دمای پایین است در زیر راکتور HTS و همراه آن در داخل یک محفظه قرار دارد .
راکتور به کار رفته در این راکتور به صورت Cu/ZnO/AL2O3 با حجم 59.18 متر مکعب می باشد .
چگونگی کارکرد راکتور LTS :
در شرایط نرمال دمای گاز ورودی به این راکتور حدود℃ 202 می باشد . با این وجود در راه اندازی اولیه تا حد امکان پایین می تواند نقش مفیدتری ایفا کند .
این دما نباید به نقطه شبنم مخلوط گاز وبخار نزدیک باشد . نحوه تبدیل CO به CO2 در این راکتور از نظر تأثیر دما و نسبت بخار به گاز مشابه راکتور HTS بوده با این تفاوت که دمای عملیاتی این راکتور پایین تر از راکتور HTS خواهد بود .
دمای گاز ورودی به راکتور LTS بوسیله انتقال حرارتی که مابین آب خوراک بویلر (BFW) و گاز خروجی از راکتور HTS در مبدل حرارتی انجام می گیرد ، کنترل خواهد شد.
خارج کردن CO2 از جریان گاز
یکی از فرآیند های اقتصادی و مقرون به صرفه جهت خارج کردن دی اکسید کربن از جریان های گاز با غلظت بالای CO2 ، استفاده از محلول کربنات پتاسیم (بنفیلد) می باشد .
مقدار جریان گاز و محلول بنفیلد :
گازی که عملیات ریفرمینگ بر روی آن انجام شده و در درام مایعات همراه خود را از دست داده است ، از طریق یک یک توزیع کننده شاخه ای وارد برج جذب CO2 می شود . این گاز در داخل برج به طرف بالا حرکت کرده و از میان سه بستر آکنده از جنس SLOTTED RING عبور می نماید . در حین عبور از میان این بسترها ی آکنده ، گاز با محلول بنفیلد تماس پیدا کرده و CO2 جذب محلول می شود .
محلول بنفیلد از دو قسمت وارد برج جذب می شود . در شرایط عملیاتی نرمال ، مقدار محلول ورودی به برج از قسمت بالا برابر Kg/h151 و از قسمت وسط برابر Kg/h 1141 خواهد بود .
گاز پس از اینکه CO2 همراه خود را از دست داد از میان یک صفحه رطوبت گیر در بالای برج جذب گذشته و وارد یک درام می گردد . در این مخزن محلول بنفیلدی که همراه جریان گاز از برج خارج شده از آن جدا می گردد . محلول بنفیلد غنی از CO2 در برج دفع تحت عمل STRIPPING قرار می گیرد تا CO2 خود را آزاد کند . چون عملیات دفع باید در فشار پایین انجام شود در انتقال گاز به برج دفع فشار آن کاهش داده می شود تا به فشار عملیاتی برج برسد .
بررسی فرایند بنفیلد از نظر شیمیایی :
جهت جذب دی اکسید کربن از محلول کربنات کاتالیست شده استفاده می گردد . در این فرایند دی اکسید کربن با آب ترکیب شده و اسید کربنیک را ایجاد می کند که در مرحله بعد این اسید با یون کربنات واکنش داده و به یون بی کربنات تبدیل می شود . این واکنش ها را می توان به صورت زیر نشان داد :
CO2 + H2O ↔ H2CO3
H2CO3 + CO32- ↔ 2HCO3-
هنگامی که فشار محلول بی کربنات از حدود Kg/cm21 در برج دفع و فشار جزئی گاز CO2 جذب شده در در نتیجه عمل STRIPPING از این مقدار هم بیشتر کاهش پیدا کرد ، دی اکسید کربن بار دیگر به حالت گازی خود برگشته و از بالای برج دفع خارج می شود در حالی کح محلول عاری از بنفیلد مجددا به برج جذب بازگردانده می شود .
مزایای استفاده از سیستم حذف CO2 توسط بنفیلد را می توان بصورت زیر بیان کرد :
افزایش سرعت واکنش از که موجب کاهش انرژی حرارتی مورد نیاز می گردد .
استفاده از یک ماده غیر فرار که ما را مطمئن از هدر رفتن ناچیزهیدروژن می سازد زیرا حلالیت هیدروژن در آن کم می باشد .
کاهش در سرمایه گذاری اولیه و هزینه عملیات
محلول پتاسیم به کاررفته در این سیستم شامل 30-25 در صد کربنات پتاسیم (K2CO3) ، 4-3 درصد دی اتانل آمین (DEA) و 0.6-0.5 درصد پنتوکسید وانادیم می باشد .
5-3-متاناسیون :
گازی پروسس که حاوی تنها 0.06 درصد مولی دی اکسید کربن و 0.36 مولی منوکسید کربن است پس از عبور از صفحه رطوبت گیر در قسمت بالای برج جذب از آن خارج می شود .
سپس این گاز با عبور از مبدل حرارتی دمای آن تا℃ 316 افزایش می یابد . به منظور محافظت از کاتالیست متانیتور در مقابل ورود مایعات همراه گاز ، در قسمت بالای برج جذب از صفحات رطوبت گیر و در خروجی آن از مخزن که در آن مایعات از گاز جدا می شوند استفاده می شود .
در صورت رسیدن مایعات به کاتالیست داغ متانیتور ، این کاتالیست به شدت آسیب خواهد دید . بنابراین دقت نظر در عدم وجود مایعات همراه گاز خروجی از برج جذب از اهمیت زیادی برخوردار می باشد .
سنتز آمونیاک :
فشرده کردن گاز سنتز و جدا کردن آب از آن
گاز تصفیه شده در اولین Cassing کمپرسور گاز سنتز تا حدود Kg/cm2 69.8 فشرده شده و سپس در سه مرحله سرد می گردد .
ابتدا در پیش گرم کن آب خوراک بویلر ، سپس در مبدل حرارتی بوسیله آب خنک کن و نهایتا در چیلر آمونیاکی در این چیلر گاز تا حدود دمای℃ 4.4 خنک شده که در نتیجه این عمل مقداری آب به صورت کندانس در می آید و در درام از جریان گاز جدا می گردد .
گازهای خروجی از این درام که حاوی مقدار ناچیزی آب می باشد وارد دومین کمپرسور شده و فشار آن تاKg/cm2 147 افزایش می یابد . گاز خروجی از این مرحله است که وارد مدار سنتز آمونیاک می شود . در یکی از این مراحل میانی قسمت کمپرسور گاز سنتز با گاز برگشتی از مدار سنتز مخلوط شده و وارد سیستم می گردد .
نکات قابل توجه در مورد کمپرسور گاز سنتز :
برای بازدهی مطلوب از کمپرسور گاز سنتز لازم است کیفیت گاز ورودی به آن در حدود تعیین شده باشد .
بعنوان مثال میزان موجود در گاز ورودی نباید از℃ 10 کمتر باشد . همچنین دمای گاز ورودی به قسمت فشار بالای کمپرسور اهمیت زیادی داشته به طوری که این دما نباید از بیشتر باشد . در صورتی که این در مسأله فوق یعنی پایین بودن میزان در گاز و نیز بالاتر بودن دما از℃ 8 رعایت نگردد ، کربامات یا کربنات آمونیوم تشکیل شده و بر روی نخستین پره های قسمت کمپرسور می نشیند . این امر اثر مخربی بر روی نحوه کارکرد کمپرسور از جمله افزایش خوردگی و ارتعاش خواهد داشت .
تبدیل گاز سنتز به آمونیاک:
حجم کاتالیست به کار رفته در کنورتر آمونیاک برابر 59.5 می باشد . این مقدار کاتالیست در سه بستر به حجم مساویm3 19.82 به نام های (1)،(2A)،(2B) تقسیم شده است .
گاز سنتز باید قبل از ورود به کنورتر در مبدل گرم و سپس با دمای℃ 267 وارد قسمت پوسته خارجی کنورتر شود . این گاز از فضای حلقوی مابین این پوسته که تحت فشار است و محفظه حاوی کاتالیست عبور کرده و به انتهای کنورتر می رسد .
دلیل استفاده از گاز ورودی ما بین پوسته خارجی و محفظه کاتالیستی ، کنترل دمای این گاز ورودی مابین پوسته خارجی و محفظه کاتالیستی ، کنترل دمای این پوسته است زیرا واکنش سنتز آمونیاک به شدت گرمازا می باشد .
پس از عبور رسیدن گاز به انتهای کنورتر ، از طریق یک سوراخ وارد مبدل حرارتی شده و بر روی سطح خارجی لوله های این مبدل جریان می یابد . پس از عبور از روی این لوله ها ، گاز از طریق یک صفحه از بالا وارد بستر شماره (1) می گردد . گاز پس از خروج از این بستر مجددا از یک گذشته و وارد لوله های مبدل حرارتی می شود . به همین ترتیب گاز از لوله های مبدل فوق خارج شده و از بالا وارد بستر (2A) می گردد . خروج گاز از پایین بستر بوده و سپس از بالا وارد بستر (2B) می شود .
حرارت ناشی از واکنش سنتز دما را به شدت افزایش می دهد به طوری که دما در خروجی اولین بستر به حدود℃ 496 خواهد رسید . دمای گاز پس از خروج از این بستر و عبور از میان لوله های مبدل تا حدود℃ 387 کاهش یافته و سپس وارد بستر دوم می شود . به منظور داشتن توزیع یکنواختی از جریان ، بستر دوم خود به دو قسمت مساوی تقسیم شده است که به صورت سری پشت سر هم قرار گرفته اند . دما در این بستر به دلیل انجام واکنش مجددا تا حدود℃ 457 افزایش می یابد در حالیکه غلظت آمونیاک تولیدی در اثر واکنش به 15.75 در صد مولی رسیده است . این روند ادامه می یابد تا غلظت آمونیاک به درصد مطلوب برسد .
عوامل موثر بر واکنش سنتز آمونیاک :
واکنش سنتز آمونیاک که در حضور کاتالیست آهن تقویت شده صورت می گیرد به شکل زیر است :
N2 + 3H2 ↔ 2NH3
نقطه تعادل واکنش فوق جایی است که غلظت آمونیاک در گاز خروجی از حدود 12 درصد مولی باشد . گازی که واکنش نکرده باقی مانده است به عنوان گاز برگشتی مجددا به کنورتر بازگردانده می شود تا در سیکل های بعدی تحت واکنش قرار بگیرد .
دما :
تغییر در درجه حرارت واکنش سنتز آمونیاک دارای دو اثر عمده می باشد که عبارتند از تاثیر بر درصد تعادلی و همچنین تأثیر بر سرعت واکنش . از آنجا که واکنش سنتز آمونیاک یک واکنش گرمازا است ، افزایش دما موجب کاهش درصد تعادلی آمونیاک و بالعکس ازدیاد سرعت واکنش می شود . به عبارت دیگر در صورتی که از نقطه تعادلی واکنش دور باشیم ، افزایش دما کسر تبدیل را زیاد نموده و بالعکس در نزدیکی نقطه تعادل این افزایش موجب کاهش کسر تبدیل می گردد . بازده واکنش ها مستقیما به دما بستگی داشته و به صورت زیر تعریف می شود :
در صد آمونیاک تولید شده در گاز خروجی از کنورتر به درصد آمونیاک تولیدی در شرایط واکنش بر مبنای محاسبات تئوری .
فشار :
همانگونه که سنتز آمونیاک مستلزم کاهش حجم (به دلیل تعداد کاهش مولکول ها) می باشد ، درصد تعادلی آمونیاک با افزایش فشار زیاد می شود . همچنین افزایش موجب ازدیاد سرعت واکنش شده به طوری که در فشارهای عملیاتی بالا در صد تبدیل نیز زیاد می شود .
سرعت فضایی :
سرعت فضایی در حقیقت عکس زمان اقانت بوده و واحد آن می باشد . در دبی های بالای جریان گاز پروسس (سرعت فضایی بالا در کنورتر) ، چون زمان اقامت کم می باشد از درصد تبدیل و غلظت آمونیاک پایین تری در گاز خروجی نسبت به حالتی که سرعت جریان گاز کم است برخوردار می باشیم . با این وجود می توان گفت اثر سرعت فضایی بر کاهش تولید نسبت به اثر آن بر افزایش در صد تعادلی از اهمیت کمتری برخوردار است . به طور کلی افزایش مقدار تولید آمونیاک که در نتیجه وارد شدن مقدار بیشتری گاز خوراک به کنورتر است می تواند اثر کامل نبودن واکنش (کم بودن زمان اقامت) را که منجر به کاهش تولید می گردد ، جبران نماید . بنابراین در شرایطی که میزان تولید در حد نرمال و یا حتی کمتر از آن می باشد ، افزایش مقدار جریان گاز به کنورتر منجر به افزایش تولید می شود به شرطی که سایر عوامل از قبیل دما ، فشار و نسبت هیدروژن به نیتروژن ثابت باقی بمانند .
متداولترین روش برای تغییر سرعت فضایی ، تغییر در مقدار جریان گاز برگشتی است . در صورتیکه امکان داشته باشد می توان با افزایش این جریان دمای بسترهای کاتالیستی را کاهش داده و در نتیجه کسر تبدیل را پایین آورد .
نسبت هیدروژن به نیتروژن :
در گاز سنتز ورودی به قسمت سنتز همواره باید نسبت هیدروژن به نیتروژن برابر سه به یک باشد . دلیل وجود چنین نسبتی در استوکیومتری واکنش سنتز آمونیاک می باشد . البته حداکثر در صد تبدیل در کنورتر در نسبت 2.5 تا 3 به یک حاصل می شود . نسبت 3 به یک در گاز خوراک تازه به کنورتر می تواند به آرامی تغییر داده شود به گونه ای که بهینه ترین نسبت ممکن در کنورتر بدست آید .
گازهای بی اثر :
همواره جریان گاز از گازهای بی اثر از مدار سنتز خارج شده و وارد سیستم بازیابی آمونیاک می گردد . علت این کار کنترل غلظت متان و سایر گازهای بی اثر است که در مدار سنتز وجود داشته و موجب افزایش سیستم ، کاهش کسر تبدیل و ظرفیت تولید می شوند .
مقدار جریان گاز سنتز :
افزایش دبی گاز سنتز خود به تنهایی موجب افزایش تولید آمونیاک می شود . همچنین این افزایش دارای اثرات زیر می باشد :
افزایش فشار سیستم
افزایش دمای بسترهای کاتالیستی
بالا رفتن میزان گازهای بی اثر
تغییر در نسبت هیدروژن به نیتروژن
بدیهی است کاهش دبی گاز اثر معکوس در موارد ذکر شده خواهد داشت .
در شرایط عملیاتی نرمال ، مقدار جریان گاز سنتز بر اساس مقدار آمونیاک مورد نیاز تعیین می گردد .
کنترل عملیاتی واکنش سنتز :
به طور کلی گاز پس از خروج از قسمت کمپرسور سنتز وارد مدار سنتز می گردد . گاز سنتز که دارای نسبت سه به یک از هیدروژن به نیتروژن می باشد بر مبنای شرایط عملیاتی و میزان فعالیت کاتالیست و نیز ظرفیت نهایی تولید در مدار سنتز مورد استفاده قرار می گیرد . در صورتیکه مقدار گاز سنتز بیش از حد باشد ، مقدار تولید آمونیاک تا جایی که برای کمپرسور امکان داشته باشد افزایش می یابد ولی مازاد گاز از طریق ونت قبل از درام از سیستم خارج می شود . بالعکس اگر مقدار گاز کافی نباشد باید دور کمپرسور پایین آورده تا فشار سیستم کاهش یابد .
عوامل گوناگونی بر نحوه کارکرد سیستم سنتز آمونیاک تأثیر دارند که مهمترین آنها عبارتند از :
مقدار جریان گاز سنتز ورودی
مقدار جریان گاز در گردش
مقدار جریان گازهای بی اثر
دمای گاز ورودی به کنورتر
نسبت هیدروژن به نیتروژن
درجه خلوص گاز خوراک
5-4-7-1-فشار کنورتر :
مهمترین عواملی که موجب افزایش فشار مدار سنتز می شوند عبارتند از :
افزایش دبی گاز ورودی به کنورتر
کاهش دمای کنورتر
تغییر در ترکیب گاز از نسبت متعارف 2.5 تا 3 به یک (در نتیجه کاهش تبدیل و افزایش فشار)
افزایش مقدار آمونیاک در گاز برگشتی
افزایش مقدار گازهای بی اثر در گاز در حال گردش
کاهش سرعت سیرکولاسیون گاز برگشتی
مسمومیت کاتالیست و در نتیجه ورود گاز سنتز ناخالص
طولانی شدن زمان استفاده از کاتالیست
5-4-7-2-دمای بستر های کاتالیستی :
مهمترین عواملی که موجب افزایش دمای کاتالیست می شوند عبارتند از :
افزایش مقدار گاز ورودی به کنورتر
کاهش سرعت سیرکولاسیون گاز برگشتی
نزدیک بودن به نسبت متعارف 2.5 تا 3 به یک
کاهش مقدار آمونیاک در گاز برگشتی
افزایش فشار کنورتر
کاهش مقدار جریان گاز سرد ورودی به کنورتر
کاهش مقدار گازهای بی اثر در گاز در حال گردش
افزایش فعالیت کاتالیست
بهترین دما در کنورتر پایین ترین دمایی است که در آن حداکثر تولید را داشته باشیم بدون اینکه موجب ایجاد تغییرات شدید در فشار سیستم بشود .
5-4-7-3-نسبت هیدروژن به نیتروژن :
مهمترین عواملی که موجب تغییر در نسبت فوق می شود عبارتند از :
تغییر در مقدار جریان گاز سنتز
تغییر در مقدار آمونیاک موجود در گاز برگشتی
تغییر در سرعت سیرکولاسیون گاز برگشتی
مقدار نسبت هیدروژن به نیتروژن در کنورتر بین 2.5 تا 3 به یک باید کنترل شود . هرگونه تغییر و ناگهانی در این نسبت موجب تغییر سریع دمای کنورتر خواهد شد .
هزینه خرید تجهیزات :
Heat & cooler:
NameHeat flow*(10-6) (Btu/h)Price ($)E-10019.388*104E-10163.97106E-103101.32*106E-10474.16106E-10515.47*104E-10944.721.8*105E-11119.398*104E-11213.086.5*104E-1132.831.8*104E-1144.893*104E-212471.27106E-1161169*106E-118--Total-155.23*105
128079550165 هزینه خرید تجهیزات حرارتی00 هزینه خرید تجهیزات حرارتی
Separator:
NameCapacity(m3)Price ($)V-101272.3*104V-1021343*104V-104262*104V-105573*104V-106573*104V-1070.15-Total13.3*104
122364528575 هزینه خرید تجهیزات جداکننده00 هزینه خرید تجهیزات جداکننده
Compressor:
NameW=power (kw)Price ($)k-10141788*105c-2103220304*106k-1020.0116103Total48.03*105
90932022860 هزینه خرید کمپرسورها00 هزینه خرید کمپرسورها
Tower : packed
NameLength(m)Column diameter(m)Price of height($)Total price($)جذب:B-10351.42*1042*104دفع:B401.520*1045*104Total7*104
188087012065 هزینه خرید برج00 هزینه خرید برج
Reactor:
NameV (m3)Price ($)CRV-101202*105CRV-102352.5*105PRIMARY4806.5*106SECONDARY905*105HTS452.9*105LTS402.7*105CRV-100503*105Toatal-83.1*105
1176020159385هزینه خرید راکتورها00هزینه خرید راکتورها
Pumps :
NameW=power (kw)Price ($)k-1010.57272*103Total-2*103
154749512065هزینه خرید پمپ00هزینه خرید پمپ
Total value of equipments in 2002 : 288.41*105 $