Исследование рабочих процессов и разработка современных криогенных технологий в производстве криптона и ксенона - davaiknam.ru o_O
Главная
Поиск по ключевым словам:
Похожие работы
Название работы Кол-во страниц Размер
Образование вуз: Военно-воздушная инженерная академия им профессора Н. 1 13.19kb.
Программа по соизучению языка и культуры на основе современных технологий... 1 54.01kb.
Разработка ресурсо- и энергосберегающих технологий и аппаратурное... 4 500.08kb.
Исследование и разработка моделей и методов эффективной эксплуатации... 1 363.68kb.
Сборник трудов V международной конференции «Исследование, разработка... 1 27.22kb.
Исследование нелинейных волновых процессов в газах и жидкостях 1 75.13kb.
Разработка технологий активации слоистых материалов с целью повышения... 1 71.79kb.
Отчет о работе фгбун музея антропологии и этнографии имени Петра... 5 476.6kb.
Методическая разработка по проведению урока-ролевая игра по дисциплине... 1 138.37kb.
Учебно-методический комплекс по дисциплине «Исследование социально-экономических... 1 412.42kb.
Исследование рабочих процессов в гидродинамическом трансформаторе... 1 54.67kb.
Рабочая учебная программа по внутренним болезням для специальности... 1 377.7kb.
Направления изучения представлений о справедливости 1 202.17kb.

Исследование рабочих процессов и разработка современных криогенных технологий в производстве - страница №2/4


Потери Kr, %

Потери криптона, %

Выход CH4, %

Число теоретических тарелок

Рис. 3. Зависимость потерь Kr и выхода CH4 с верхним продуктом от числа тарелок в нижней секции криптоновой колонны:



– схема с отмывочной колонной, n = 8;

– схема с отмывочными тарелками в верхней колонне, n = 2


Потери Kr, %

Выход CH4, %





50

1


10

8


40

2


30




6

1

2

4


20

3


3




2

10

0


0

10

20

30

0

10

20

30


Число тарелок от испарителя до ввода паров из концентратора ПКК

Рис. 4. Влияние координаты точки ввода паров из концентратора ПКК в криптоновую колонну на величину потерь Kr и выхода CH4 с верхним продуктом: 1 – ввод на 14-ю тарелку снизу; 2 – ввод на 5-ю тарелку снизу; 3 – ввод потока питания в куб криптоновой колонны
В табл.2 представлены данные о распределении потерь Kr и Xe в основных типах эксплуатируемых ВРУ и спрогнозированы величины потерь Kr и Xe в ВРУ нового поколения при условии реализации результатов настоящей работы.
Таблица 2

Сравнительные характеристики ВРУ



Вид потерь



Потери криптона и ксенона, % от содержания в перерабатываемом воздухе

КААр-15

КААр-30

КтК-35

ВРУ нового поколения

Kr

Xe

Kr

Xe

Kr

Xe

Kr

Xe

В узле очистки от СО2 и Н2О

10,5

28

10,5

28

14.2

14,2

0,24

8,0

С газообразным кислородом

84

16,8

22

0,8







9,3

0,5

С газообразным О2 из КТК и криптоновой колонны

0

0

1,2

<0,1

9,6

0,58

0,7

<0,1

В газовых и жидкостных адсорберах

0,3

1,3

0,3

1,3

0,3

1,3

0,3

1,3

ИТОГО:

94,8

46,1

33,9

30,2

24,1

16,0

10,5

9,9

На основе проведенных исследований выработаны рекомендации для проектирования установок c увеличенными коэффициентами извлечения Kr и Хе с блоков разделения. Доказана возможность получения ксеноносодержащих смесей на ВРУ, не оснащенных узлами первичного концентрирования криптона.

Для разработки технологии извлечения ксеноносодержащих смесей рассмотрены основные вопросы динамики адсорбции газов на неподвижных слоях сорбента, которые позволили обоснованно спланировать и провести эксперименты по динамике адсорбции ксенона (в микроконцентрациях) из «грязного» кислорода, отбираемого из ВРУ. В качестве решения общей задачи динамики адсорбции для обработки экспериментальных данных было выбрано решение А.А. Жуховицкого, Я.Л. Забежинского и А.Н. Тихонова (Ж-З-Т) для внешнедиффузионной кинетики и постоянном коэффициенте внешней диффузии β вдоль всей длины работающего слоя для линейной изотермы. Это решение представлено в виде зависимости:

, (10)

где: b - функция обратная функции erf(z) («функция Крампа») при z = 1 – С/(0,54Сo); t – время, с; Г= αр· t0.54/x - коэффициент Генри; x – длина слоя сорбента, м; αр – линейная скорость газа, отнесенная к полому сечению адсорбера, м/с; β - коэффициент внешней диффузии, 1/с.

Зависимость β от внешних параметров была выбрана в виде соотношения:

β ~ αn · dзер-m (11)

где: dзер - размер зерна, м; n и m – коэффициенты обобщающего уравнения.

Проведены экспериментальные исследования сорбции ксенона (в диапазоне микроконцентраций 0,001÷0,05 % об.) из О2-Хе смеси при различных типах сорбентов, их зернении, температурах, расходах и входных концентрациях ксенона в смеси. Эксперименты проводились на стенде (рис.5). Испытываемые образцы термостатировались при температурах 95÷145 К с использованием жидких хладагентов (азота или аргона) под давлением.




Рис. 5. Схема лабораторного стенда:

1 -баллон с исходной смесью; 2 - редуктор; 3 - манометр; 4 - криостат; 5 - образцы; 6 - жидкий хладагент; 7 - теплообменник; 8 - сетка; 9 - хроматограф; 10 - счётчики газа; 11 - запорный клапан; 12 - редукторы


Для выбора оптимального сорбента были проведены опыты на 4-х типах промышленных сорбентов в одинаковых условиях. Эффективность сорбентов сравнивалась по удельной ёмкости. Испытанные образцы заняли следующие места в порядке возрастания адсорбционной емкости: активная окись алюминия, цеолит NaX, силикагель КСМг и уголь СКТ-4А. Выходные кривые получены на различных типах сорбентов при температуре 105 К, расходе смеси 30 нл/час, диаметре слоя сорбента 0,015м, длине 0,1м, давлении 0,12 МПа.

В связи с тем, что применение угля типа СКТ в кислородной среде вызывает обоснованные опасения, для дальнейших исследований был выбран силикагель КСМг. Результаты, полученные в опытах на силикагеле, показывают, что общий коэффициент диффузии β0 обратно пропорционален диаметру зерна:

β0 = 6,175/ dэкв . (12)


β0, 1/с


Результаты экспериментов подтвердили применимость решения (10) для расчёта времени защитного действия адсорбера при сорбции ксенона в микроконцентрациях из кислорода при соблюдении следующих условий:

- входная концентрация ксенона в кислороде не превышает 300 ppm;

- температура сорбента находится в пределах от 95 до 150 К;

- размеры зерна лежат в пределах от 0,1 до 1,5мм (dэкв от 0,04 до 0,8 мм);

- линейная скорость αр от 0,01 до 0,04 м/с;

- коэффициент Генри Г определяется из выражения:

Г = -63500· lnТ + 328700 ; (13)

- коэффициент общей диффузии β0 определяется по формуле:



, (14)

где «m» вычисляется как: m = 0,025· ln(dэкв) + 0,333 . (15)

Для статической адсорбционной емкости в динамических условиях:

аст = -13,56· lnТ + 68,72 . (16)

Для динамической адсорбционной емкости (при проскоке С/С0=0,1):

адин = -11,938· lnТ + 60,25 . (17)

На базе разработанной криогенной адсорбционной технологии была создана серия опытно-промышленных установок Х-0,06, исходными данными для расчёта которых послужили результаты проведённых экспериментов. Принципиальная схема установки приведена на рис. 6. Основные характеристики установки Х-0,06: диаметр адсорбера – 0,6 м; высота слоя сорбента – 5 м; количество засыпаемого силикагеля – 1,2 тонны; рабочая температура – 105 К; рабочее давление - 0,12 МПа; время защитного действия – 90 суток; расход потока «грязного» кислорода – 50 нм3/час.

Рис. 6. Принципиальная схема установки Х-0,06:

I-теплообменник; II-адсорбер; III-электронагреватель; IV-водяной подогреватель; V-мембранный компрессор; VI- наполнительная рампа; VII – ВРУ; VIII-циркуля-ционный контур; 1- холодный азот; 2 – теплый азот; 3 – «грязный» кислород из ВРУ; 4 – сброс в атмосферу
Технологический цикл работы установки состоит из следующих этапов:

1. НАНЕСЕНИЕ ксенона на сорбент. Это наиболее длительный этап и занимает 80÷90 суток.

2. ЗАМЕЩЕНИЕ. На этом этапе производится замещение кислорода азотом. Процесс завершается после падения концентрации кислорода до 0,1 % и занимает около 5 часов.

3. РАЗДЕЛЕНИЕ. На этом этапе к адсорберу подключают транспортный модуль, выполняют хромотермографическое разделение адсорбированной смеси с отбором продукционной N2-Xe смеси в баллоны. Циркуляционная линия содержит мембранный компрессор, теплообменники и узел эжекции, позволяющий увеличить величину циркуляционного потока с 8 до 45 нм3/час.

4. ВЫТЕСНЕНИЕ. На этом этапе осуществляют вытеснение ксенона азотом с закачкой продукционной смеси в баллоны. Продолжительность этапа около 6 часов.

После завершения указанных этапов проводится высокотемпературная регенерация адсорбера, продолжительность которой составляет около 2,5 суток.

Общая продолжительность этапов извлечения смеси составляет около 6 суток. Обогащённая до 10÷35 % N2-Xe смесь перерабатывается на установке «Хром-5» с получением ксенона особо высокой чистоты.

Были проведены экспериментальные исследования при опытно-промышленной эксплуатации установки Х-0,06 с целью получения выходных кривых для определения времени защитного действия адсорбера, коэффициента Генри, коэффициента общей диффузии, а так же для сравнения полученных данных с результатами расчётов по зависимостям (10), (13), (14). При этом варьировались следующие параметры:

- температура адсорбции (Тадс) в диапазоне 102,3 ÷ 119,4 К;

- линейная скорость газа (αр), в диапазоне 0,015 ÷ 0,025 м/с;

- содержание Хе на входе в адсорбер (С0) в диапазоне 32 ÷ 307 ppm Хе.

Получено, что средние отклонения расчетных значений от опытных величин для 15 экспериментов не превышают 10 %.

Удовлетворительное совпадение результатов промышленных испытаний с расчетными данными позволяет сделать вывод о том, что предложенная методика расчета пригодна для проектирования промышленных установок.

Для развития технологии переработки ПКК и создания эффективной безкомпрессионной установки «Хром-3» были выполнены следующие дополнительные работы: исследованы процессы каталитического окисления углеводородов из Kr-Xe содержащих смесей и разработаны взрывобезопасные схемы и аппараты узлов выжигания углеводородов; проведен анализ условий образования твердых фаз Kr и Xe на поверхности аппаратов и в технологических потоках установок; исследован массообмен в колонне с регулярной насадкой К-600 при криогенном ректификационном разделении смеси O2-Kr.

На основе полученных результатов была разработана технологическая схема установки «Хром-3» (рис.7) с внутренним безмашинным сжатием потока очищенного жидкого ПКК, с системой полной утилизации холода отбросных потоков и применением колонны с регулярной насадкой К-600.

Рис. 7. Принципиальная упрощенная схема установки для переработки ПКК «Хром-3»


Установка работает следующим образом: поток ПКК из цехового коллектора подают в блок выжигания углеводородов (БВУ) где осуществляют каталитическое окисление углеводородов на катализаторе типа НКО 2-3-Ф при температурах 450÷650 0С, после чего ПКК охлаждают и очищают от продуктов выжигания в блоке комплексной очистки (БКО) (БВУ и БКО на схеме рис. 7 не показаны). Очищенный поток ПКК подают в блок вторичного концентрирования (БВК), где охлаждают в рекуперативном теплообменнике 1 и конденсируют в столбовом конденсаторе 3. Высота столба обеспечивает сжатие ПКК на 0,05 МПа. Дополнительное сжатие на 0,02 МПа обеспечивают одной ступенью парлифта 4 (ступени можно устанавливать последовательно). Суммарного увеличения давления ПКК достаточно для его последующего испарения в испарителе-конденсаторе 5, отмывки от криптона и ксенона в колонне 6 и рекуперации холода в теплообменнике 7. Испарение потока ПКК осуществляют за счет конденсации в аппарате 5 воздуха под давлением 0,5 МПа, охлажденного в теплообменнике 7. Холод жидкого воздуха (в сумме с холодом жидкого азота, подаваемого из пароотделителя 2 используют для конденсации ПКК в столбовом конденсаторе 3. В колонне 6, работающей с пониженным флегмовым орошением по сравнению с колоннами установок типа УСК, осуществляют извлечение ККС из ПКК с отбором ККС в жидком виде из куба колонны с последующей ее газификацией и закачкой в баллоны. Холод обратного потока кислорода, отбираемого из колонны 6, рекуперируют в теплообменнике 7.

Первая установка «Хром-3» была пущена в эксплуатацию в 2001 году на кислородном производстве ОАО «Западно-Сибирский металлургический комбинат». Промышленная эксплуатация этой установки подтвердила эффективность новых технических решений, а анализ технико-экономических параметров работы установки показал, что при приблизительно одинаковых капитальных затратах на изготовление и монтаж оборудования, оплату обслуживающего персонала, эксплуатационные затраты для установки «Хром-3» существенно ниже по сравнению с установками УСК-1М и УСК-0,45. Характеристики сравниваемых установок представлены в табл. 4.

Таблица 4

Сравнительные характеристики установок для переработки ПКК



Параметр

Тип установки

УСК-1М

УСК-0,45

«Хром-3»

Производительность по ПКК, нм3/час

120

240

240

Производительность по ККС, нм3/час

0,24

0,48

0,48

Расход жидкого азота, кг/час

145

360

200

Расход азота (Р=0,6 МПа), нм3/час

110

100

--

Расход воздуха (Р=0,6 МПа), нм3/час

--

450

600

Установленная мощность, кВт

70

130

80

Суммарная потребляемая электрическая мощность на переработку ПКК (включая установленную мощность), кВт

238

564

334

Удельный расход жидкого азота на переработку ПКК, кг/нм3 ПКК

1,208

1,50

0,833

Удельные суммарные затраты эл/энергии на переработку 1 нм3 ПКК, кВт·ч/нм3

1,98

2,35

1,42

Удельные суммарные затраты эл/энергии на получение 1нм3 ККС (концентрация Kr+Xe в ПКК 0,2 %), кВт·ч/нм3

91

1175

710

По сравнению с установкой УСК-1М в установке «Хром-3» снижение удельных энергозатрат на переработку 1 нм3 ПКК составляет (1,98-1,42)/1,98 · 100 % = 28,3 % ; по сравнению с установкой УСК-0,45 соответственно составляет (2,35 – 1,42)/2,35 · 100 % = 39,6 %. При этом отсутствие кислородных компрессоров в составе оборудования определяет существенно меньшие капитальные затраты (не надо строить специальные помещения), повышенную надежность и взрывобезопасность данной технологии. В настоящее время изготовлено и запущено в эксплуатацию шесть комплектов установки «Хром-3» на кислородных производствах металлургических комбинатов. Установки «Хром-3» рекомендованы всем предприятиям, производящим ККС, как при создании новых производств, так и при замене установок УСК-1М и УСК-0,45.

Разработка структуры установок для разделения многокомпонентных смесей (например, воздуха или его составляющих, углеводородных смесей, особенно спиртосодержащих смесей и т.п.) и тонкая очистка продуктов разделения являются важной технико-экономической проблемой.

Применительно к продуктам разделения воздуха установки традиционно строятся по схеме (рис. 8), включающей устройство поддержания давления 1, узел предварительной подготовки потока 2, узел физико-химической очистки 3, узел выжигания углеводородов 4, узел адсорбционной очистки 5, узел ректификации 6, линии выдачи продуктов разделения Л1, Л2, …, Лi,…, Лn с размещенными на них узлами финишной очистки УФОi, и линии отбросных потоков О1, О2,..., Оj,…, Ок. Реальные установки не обязательно включают все узлы одновременно, и их набор определяется конкретным перечнем решаемых задач. Из анализа существующих физико-химических методов, применяемых при разделении и тонкой очистке смесей, был сделан вывод, что наиболее тонким и экологичным является ректификационный метод, реализуемый в узле 6. В этом случае актуальной является задача определения числа массообменных аппаратов таких узлов.

Особенно интересно решение рассматриваемой задачи при разработке установок для получения из смеси одновременно нескольких продуктов с необходимостью обеспечения максимально возможных коэффициентов извлечения, не зависящих от чистоты получаемых продуктов. Такие условия, в частности, актуальны при разделении смесей, содержащих тяжелые инертные газы, ввиду их высокой стоимости.

Исходная смесь рассматривалась как совокупность компонентов, температуры кипения которых распределены по температурной шкале (рис. 9), где К1, К2, …, Кn-1, Кn – целевые компоненты смеси (продукты разделения) в порядке возрастания температур кипения (или убывания относительной летучести); НКП – низкокипящие примеси, то есть совокупность примесей, температуры кипения которых ниже температуры кипения целевого компонента смеси К1; – совокупность примесей, температуры кипения которых находятся между температурами кипения целевого компонента Кn-1 и компонента Кn; ВКП – высококипящие примеси, то есть совокупность примесей, температуры кипения которых выше температуры кипения целевого компонента смеси Кn.



Рис. 9. Модель многокомпонентной смеси


Рассмотрение задачи выделения одного компонента К1 из смеси показало, что комбинация четырех колонн базового блока в разных вариантах (на рис. 10 представлен один из вариантов) полностью обеспечивает решение поставленной задачи.

В трех возможных комбинациях рассмотрены варианты взаимного соединения базовых блоков выделения индивидуальных компонентов. Получено, что для выделения из произвольной смеси n1 целевых компонентов необходимое количество массообменных аппаратов (КМА) определяется выражением:

КМА = 4 · n1 . (18)

На самом деле количество компонентов и групп компонентов, в отношении которых приходится решать поставленную задачу, не равно n1, а определяется соотношением:

n0 = 2 · n1 + 1 (19)

г
Рис. 10. Схема базового блока

выделения компонента К1


де n1 – количество компонентов смеси, в отношении которых ставится задача выделения их с регулируемой чистотой и регулируемым коэффициентом извлечения;

n0 – количество компонентов смеси и их групп, в отношении которых необходимо решить задачу выделения с регулируемой чистотой и регулируемыми коэффициентами извлечения.

Из выражений (18) и (19) получим окончательное соотношение для искомого количества массообменных аппаратов КМА:


<< предыдущая страница   следующая страница >>



Когда доходит до самого важного, человек всегда одинок. Мэй Сартон
ещё >>