Моделирование узла выделения со 2 quote производства окиси этилена Текст научной статьи по специальности «Химические технологии»

УДК 66.048.5

Н. В. Лежнева, В. И. Елизаров

МОДЕЛИРОВАНИЕ УЗЛА ВЫДЕЛЕНИЯ СО2 ПРОИЗВОДСТВА ОКИСИ ЭТИЛЕНА

Ключевые слова: моделирование, окись этилена, хемосорбция, капельный унос.

На основе моделирования выработаны рекомендации по снижению капельного уноса раствора карбоната калия с узла выделения СО2

Keywords: modeling, ethylene oxide, chemisorption, droplet entrainment.

On the basis of modeling made recommendations to reduce droplet entrainment potassium carbonate solution to the site selection.

Окись этилена является важнейшим органическим химическим сырьем, используемым в производстве многих веществ и полупродуктов, в частности, этиленгликолей, полиэтиленгликолей, этаноламинов, ПАВ, простых и сложных гликолевых и полугликолевых эфиров и прочих соединений [1]. Мировое производство окиси этилена в 2012 году составило 21 млн. тонн, а к 2016 году по прогнозам - потребление окиси этилена возрастет до 24.2 млн. тонн.

Крупнейшим производителем окиси этилена в Российской Федерации является ПАО «Нижнекамскнефтехим» (проектная мощность 320 тыс. тонн/год). Производство окиси этилена на ПАО «Нижнекамскнефтехим» включает узел поташной очистки циркуляционного газа, состоящий из двух насадочных колонн: скруббера D-210 и регенератора D-220, а также другого оборудования (сепараторов, теплообменников, емкостей, насосов). Абсорбер D-210 предназначен для извлечения СО2 из циркуляционного газа горячим раствором карбоната калия (поташа), а десорбер D-220 -для регенерации абсорбента (, т.е. десорбции СО2 из водного раствора, насыщенного бикарбонатом калия).

С момента ввода в эксплуатацию данного производства на ПАО «Нижнекамскнефтехим» и аналогичного производства в г. Дзержинск существует проблема капельного уноса карбоната калия с узла поташной очистки циркуляционного газа в другие стадии производства. Следствием этого является невыдерживание рН-среды и выпадение солей на узле получения и выделения МЭГ. Решение данной проблемы возможно путем комплексного обследования узла абсорбции-десорбции СО2 на основе его математического моделирования.

В процессе абсорбции СО2 в скруббере D-210 в качестве абсорбента используется химически активный поглотитель - водный раствор карбоната калия, который можно рассматривать состоящим из инертной жидкости - растворителя, в качестве которого используется вода, и активной части -карбоната калия. Процесс абсорбции диоксида углерода из циркуляционного газа в D-210 сопровождается химической реакцией,

протекающей в жидкой фазе:

С02 +К 2СО3 +Н20^2К НСО3.

Процесс десорбции в регенераторе D-220 протекает при давлении немного выше атмосферного и температуре более 100 °С. При этих условиях в жидкой фазе в D-220 протекает реакция разложения бикарбоната калия:

2КНСО3 = К2С03 + Н20 + СО2 .

Теоретической основой математического описания процесса хемосорбции,

сопровождающегося химической реакцией в жидкой фазе, являются уравнения массопереноса абсорбируемого компонента А, записанные для жидкой и газовой фаз; уравнения переноса массы активной части абсорбента В и продукта реакции Р в жидкой фазе, в которых взаимодействие фаз и химическое превращение учтено соответствующими источниковыми членами, а также уравнения кинетики химической реакции и условия термодинамического равновесия [2].

При построении математической модели процесса абсорбции, сопровождающейся химической реакцией в жидкой фазе, используются следующие допущения:

1) процесс массопередачи стационарный;

2) аппарат работает по принципу противотока фаз;

3) движущая сила процесса хемосорбции равна движущей силе процесса физической абсорбции, а ускорение процесса хемосорбции учитывается увеличением коэффициента массоотдачи в жидкой

I I

фазе [3]: (Вж = Ржх, где |3ж- коэффициент

массоотдачи в жидкой фазе при хемосорбции, х -коэффициент ускорения абсорбции за счет протекания химической реакции в жидкой фазе, - коэффициент массоотдачи в жидкой фазе при физической абсорбции,

4) массоперенос в жидкой и газовой фазах на слое насадки может быть описан однопараметрической диффузионной моделью;

5) расходы жидкой и газовой фаз постоянны по высоте абсорбера;

6) абсорбируемый газ находится в смеси с нерастворимыми газами, следовательно, процесс абсорбции состоит из двух стадий: а) конвективно-диффузионный перенос абсорбируемого компонента из объема газовой фазы к границе раздела фаз; б) перенос компонента от границы раздела газ-жидкость в объем жидкости.

Согласно сделанным допущениям система дифференциальных уравнений массопереноса при химической абсорбции имеет вид:

dyA _ 1 d Уд N or

~dT_Per d H~

дд

(1)

dx,

d^ Реж d^

dxB ___1 d2xB b^V r

d^ Реж d L '

dxP __ 1 d2xP , РРЖУП

(3)

(4)

Реж |_

где уд - мольная доля абсорбируемого компонента

А (диоксида углерода) в газовой фазе; Хд - мольная

доля несвязанного абсорбированного компонента А в жидкой фазе; х^ - мольная доля несвязанной

активной части хемосорбента В (карбоната калия); Хр - мольная доля продукта реакции Р

(бикарбоната калия); г- скорость химической реакции, отнесенная с единице объема; Ь и р -стехиометрические коэффициенты, Н - высота слоя с 7-

насадки; г; = —, где 7- продольная координата, Н

wwH

Реж _ ж

PrD

диффузионные

пг

Рж°

ж пж

критерии Пекле для газа и жидкости; N ог _

К raV

- число единиц переноса для газовой фазы при

хемосорбции; а - удельная поверхность; -

ж г

скорости жидкости и газа; р , р - доли сечения,

ж г

занятые жидкой и газовой фазой; Ь и в- расходы жидкой и газовой фаз; V - объем слоя насадки; О

пг

и ^пж- коэффициенты продольного перемешивания для жидкой и газовой фаз соответственно.

Граничными условиями для системы уравнений (1)- (4) являются [4]: при £ = 0:

с1Уа

dS

_Рег (УА1 -УА ) ■

dxA dxg dx

d^ d^ d^

_0;

(5)

при £ _1:

d_ ■ d_Peж (Хд ~Хд2) ■

dx

В

dxD

d^

_Peж ^ -XQ2 ) ■

_ Peж ■

(6)

где Уд^ - мольная доля компонента А в газовой

фазе на входе в аппарат; Хдо, х^, Хр2 -

мольные доли компонентов А, В и Р в поступающем абсорбенте.

Десорбция СО2 из раствора, насыщенного бикарбонатом калия в регенераторе Б-220, осуществляется путем подвода тепла через выносной кипятильник и снижения давления жидкости (давление верха Б-210 22.83 кгс/см2, а Б-220 1.25 кгс/см2). Математическая модель процесса десорбции СО2 в Б-220 при допущении о том, что он является обратным процессу хемосорбции в скруббере Б-210, имеет вид (1)- (4), где индекс 1 и ^ = 0 соответствуют верхней части Б-220 (место ввода регенерируемого абсорбента), а индекс 1 и ^ = 1 - нижней части Б-220.

Для решения системы уравнений математического описания процессов абсорбции и десорбции СО2 (1)- (4) необходимо знать коэффициент массопередачи в газовой фазе:

где m- константа фазового

1 1 т

равновесия, |3Г - коэффициент массоотдачи в газовой фазе.

Для расчета коэффициентов массоотдачи в жидкой и газовой фазах в насадочных аппаратах Б-210, Б-220 с неупорядоченной насадкой при пленочном режиме используются критериальные уравнения [3]:

ч0.5

1Чиж _ 0.0021 Реж

0.75

Рг-

ж

Nur' = 0.407 • Rer®-®55 iPrr'

где

Миж _

*ж5пр

Nur _

0.33

IVd;

ж г

диффузионный критерий Нуссельта для жидкой и ( 9 л1/3

газовой фаз;

бпр _

Иж

ж 9

приведенная

толщина пленки жидкости; g- ускорение свободного

падения; d - эквивалентный диаметр насадки; э

Rer _--—— , Rеж _- - критерий

а-Мг

Рейнольдса для

Sa ^•jj

ж

жидкой и газовой фаз;

I

коэффициент смоченности насадки; Ргг _

-

_

М

ж

- диффузионный критерий

Р>Т0ж

Прандтля для жидкой и газовой фаз; ^ж и г -вязкость жидкой и газовой фаз, \л/г - рабочая

скорость газа, и - плотность жидкой и

ж г

газовой фаз; Ог , Ож - коэффициенты диффузии в газовой и жидкой фазах соответственно. Константу фазового равновесия определяем по

уравнению [3]: т = трх--^^

где Мж - мольная масса жидкости, Т - температура поглотителя, Я - универсальная газовая постоянная, 1Г1р - константа фазового равновесия, выраженная

в единицах давления. Константу фазового равновесия, выраженную в единицах давления, для водного раствора двуокиси углерода можно найти

124.5

по эмпирическому уравнению [5]: т =-,

рх а-Ь-р

где р - парциальное давление двуокиси углерода в парогазовой смеси, а и Ь - константы, зависящие от температуры.

Коэффициент ускорения процесса абсорбции на

а

основе пленочной модели: х =-> где параметр а

Ша

для реакции второго порядка определяется по уравнению [5]:

ХВ°Д

-

Р =

1

где

Ар'

М Рж ^ А'"'с' '" хАр°В '

концентрация компонента А у границы

раздела фаз, к - константа скорости реакции.

Математическая модель (1)-(4) с граничными условиями (5), (6) позволяет решить два типа задач:

1) расчета узла выделения СО2 из циркуляционного газа (граничное условие к уравнению массопереноса имеет вид: уд = у д для D-210 и Хд = Хд для

D-220 при ^ = 1, где УА2 и хА2 - мольная доля абсорбируемого компонента в газовой и жидкой фазах на выходе из аппаратов), при решении которой при известных режимных и конструктивных параметрах оборудования определяются распределения концентраций по высоте аппаратов. На основе анализа расчетных данных можно провести диагностику действующего оборудования узла, определить влияние технологических параметров на интенсивность тепломассопереноса, выявить причины капельного уноса раствора карбоната калия в процессах абсорбции и десорбции СО2 и выработать рекомендации по его снижению;

2) проектирования узла поташной очистки циркуляционного газа, при решении которой определяются режимные и конструктивные параметры узла (расход абсорбента, скорость и расход парогазовой смеси, диаметр аппарата, высота слоя насадки), обеспечивающие требуемую степень извлечения СО2.

При решении задачи проектирования целесообразно рабочую скорость газа принять близкой к условиям захлебывания, так как абсорбция и десорбция в D-210, D-220 проводятся при повышенном давлении: и)|- =0.75-0°, где

СО0 - скорость газа при захлебывании, которую для

нерегулярной насадки из колец размером 50х50х1 мм можно определить по уравнениям [3]:

г I I-^

.к. Рг

е\Рж

х = 2 + 1д

у+ 0.1922х2 + 0.2041х + 0.5584 = 0 .

у = |д

( 2 ш0г а

А

Рг ..0.2 -—Мж Рж

(7)

(8)

где е - свободный объем насадки.

Диаметр аппарата и рабочая высота абсорбера:

Мг

и

Н = -

д0г

тт-ЭОО-ш,.^ 0.785 Р

2 '

Число единиц переноса при противотоке фаз определим по уравнению [3, 7]:

1-ст -(1+7ь)

^•л/ь (Т^+Ть)-^-Ть)'

где ст =

К

гу

Ргу

доля сопротивления газовой фазы

при физической абсорбции; а = 1 -

Ф

Ф -

коэффициент извлечения;

фактора М° =

тВ2 ЧСМ

'М

АМ0

А - абсорбционный

р1'Уд1

концентрация

р-т,

двуокиси углерода в поступающем в абсорбер газе;

концентрация активной части

=

рж ХВ2

М

ж

поглотителя (карбоната калия) в поступающей в

1-Ф .

абсорбер

; к

жидкости;

Ь = 1 + -

АМ

0

константа скорости реакции

образования бикарбоната калия; Р^ и Т^ - давление

и температура поступающего газа.

Объемный коэффициент массопередачи: 1

К|-у =-

1

т

Ргу РЖУ

где объемные коэффициенты массоотдачи в жидкой и газовой фазах: р^ = рж • а, р^ = рг • а.

На основе предложенной математической модели проведено моделирование узла выделения СО2 из циркуляционного газа состава: двуокись углерода 14.3 % мольн., этилен 15.11 % мольн., кислород 4.7 % мольн., окись этилена 0.01 % мольн., вода 0.27 % мольн., азот 49.33 % мольн., аргон 14 % мольн., метан 1.14 % мольн., этан 1.14 % мольн.,

при следующих режимных и конструктивных параметрах абсорбера Б-210 и десорбера Б-220: Расход циркуляционного газа и абсорбента в Б-210 147881.7 и 701972.4 кг/час; Расход жидкости в Б-220 717559.6 кг/час; Давление верха и куба Б-210 22.83 и 22.93 кгс/см2; Температура верха и куба Б-210 111 и 110°С; Давление верха и куба Б-220 1.25 и 1.52 кгс/см2; Температура верха и куба Б-220 101 и 111°С; Степень извлечения СО2 в Б-210 75.244%;

Диаметр Б-210 и Б-220 2.9 и 3.6 м; Высота Б-210 и Б-220 25.9 и 40.4 м; Высота слоя насадки в Б-210 и Б-220 17.4 и 23 м; Тип насадки в Б-210 металлические кольца "Ну-Рак" размером 50x50x1 мм;

Тип насадки в Б-220 металлические кольца Палля и "Ну-Рак" размером 35x35x0.8 мм.

Состав поступающего в Б-210 абсорбента: вода 89.55 % мольн., карбонат калия 3.12 % мольн., бикарбонат калия 4.87 % мольн., МЭГ 2.46 % мольн.

Проведенный анализ состава циркуляционного газа свидетельствует о том, что в абсорбере Б-210 при взаимодействии окиси этилена с водой при температуре 110 °С и давлении около 23 кгс/см2 окись этилена превращается в этиленгликоль. Реакция гидратации окиси этилена, протекающая в скруббере, имеет вид:

С2Н40 + Н20 ^С2Н4(ОН)2.

В результате моделирования узла поташной очистки циркуляционного газа определены содержание карбоната и бикарбоната калия в уходящей из Б-210 и Б-220 жидкости, а также количество МЭГ в уходящем из Б-210 поглотителе и количество воды в регенерированном абсорбенте на выходе Б-220. Сравнение расчетных и проектных значений параметров приведено в таблице 1.

Таблица 1 - Сравнение значений параметров

Наименование параметра Расчетное Проектное

значение значение

параметра параметра

Содержание карбоната калия в уходящей из Б-210 0.012 0.01235

жидкости, мольн.дол.

Количество бикарбоната

калия в жидкости на

выходе скруббера, кмоль/час 2400.66 2265.16

Количество МЭГ в

поглотителе на выходе 644.13 644.01

абсорбера, кмоль/час

Количество бикарбоната 1271.56 1271.56

калия в жидкости на

выходе

регенератора, кмоль/час

Количество карбоната 816.32 816.32

калия в уходящей из

регенератора жидкости, кмоль/час

Количество воды в 23140.1 23412.28

регенерированном поглотителе, кмоль/час

На основе моделирования определены режимные и конструктивные параметры скруббера Б-210 и десорбера Б-220: расход абсорбента, скорость и расход парогазовой смеси, при которых в регенераторе Б-220 существует пленочный режим взаимодействия жидкой и парогазовой фаз, а также значения параметров, необходимые для снижения капельного уноса раствора карбоната калия.

Расход парогазовой смеси в десорбере Б-220 находился методом последовательных приближений по уравнениям (7), (8). Исходными данными для расчета являются расход жидкой фазы и диаметр регенератора. Критерием окончания поиска является выполнение условия

К-Ск-1|<£,

где и С- расходы парогазовой смеси на к-

й и (к -1)-й итерации, е - заданная точность расчета.

Результаты проектирования узла выделения СО2 приведены в таблице 2.

Таблица 2 - Сравнение значений параметров

Наименование Расчетное Проектное

параметра значение значение

параметра параметра

Расход абсорбента в 25818.9 26143.81

Б-210, кмоль/час

Диаметр Б-210, м 3 2.95

Высота слоя насадки 17 17.4

в Б-210,м

Высота слоя насадки 22.9 23

в Б-220,м

Расход парогазовой смеси в Б-220, кг/час 26485.23 38843

Результаты моделирования узла поташной очистки циркуляционного газа свидетельствуют о том, что при проектных режимных (расход регенерируемого поглотителя в Б-220, расход парогазовой смеси в десорбере Б-220) и конструктивных параметрах действительная рабочая скорость парогазовой смеси в Б-220 составляет 1.43 м/с, что выше скорости захлебывания насадки, которая равна 1.3 м/с. Таким образом, в десорбере наблюдается режим уноса жидкости с парогазовой смесью и, следовательно, унос растворенных карбоната калия и моноэтиленгликоля. Следствием чего является выпадение солей на последующем узле

Для создания в регенераторе Б-220 пленочного режима взаимодействия жидкой и парогазовой фаз, а также для снижения капельного уноса раствора карбоната калия и моноэтиленгликоля предлагается: 1. Снизить рабочую скорость парогазовой смеси. Для снижения скорости парогазовой смеси рекомендуется: сократить расход парогазовой смеси или уменьшить давление или перепад давления в колонне Б-220.

Для снижения расхода парогазовой смеси необходимо сократить количество греющего пара в кипятильник Е-220. Расход греющего пара в отсутствии уноса жидкости:

^пар. ''пар. +Ореак.

где Gnap - расход газопарового потока в колонне

при скорости парогазовой смеси ниже скорости захлебывания; inap - удельная энтальпия

газопаровой смеси; ггп - теплота конденсации греющего пара;Ореак - расход тепла на реакцию

разложения бикарбоната калия.

На основе моделирования установлено, что для снижения расхода греющего пара необходимо сократить расход парогазовой смеси в колонне D-220 до 26500 кг/час. При проектном расходе греющего пара в кипятильник Е-220 28000 кг/час его экономия составит 3257 кг/час. Снижение энергозатрат на кипятильник Е-220 за счет сокращения расхода греющего пара на 3257 кг/час составит 13370 Гкал/год.

Уменьшение давления в D-220 приводит к уменьшению плотности парогазовой смеси. Результаты моделирования свидетельствуют о том, что при снижении давления до 1.1 кгс/см2 скорость парогазовой смеси в регенераторе составит 1.17 м/с , что при прочих равных условиях меньше скорости захлебывания, равной 1.3 м/с.

Уменьшение перепада давления в десорбере D-220 возможно путем замены насадки из колец Палля и «Hy - Pak» новой высокоэффективной насадкой, обладающей небольшим свободным объемом при высоком значении удельной поверхности, а также низким гидравлическим сопротивлением.

2. Сократить расход жидкости в D-220, поступающей из абсорбера D-210, при этом расход парогазовой смеси остается равным существующему. В результате сокращения расхода

регенерируемого поглотителя уменьшается расход абсорбента в D-210. Расход жидкости, при котором

< Wqг , определенный из уравнений (7), (8) и

составляет 650 т/час. При рекомендуемом расходе абсорбента расчетный диаметр абсорбера D = 2.91 м. Принимая нормализованный диаметр аппарата D=3 м [8], получим необходимый объем слоя насадки и высоту слоя насадки: 122 м3 и 17,3 мсоответственно.

Сокращение расхода жидкости позволит снизить расход энергии, затрачиваемой на перекачку жидкости.

Литература

1. Окись этилена [Электронный ресурс]: http://www. wkipedia.org/wiki (доступ бесплатный)

2. Лежнева Н.В. Усорешенствование технологии выделения ЭНБ из возвратного растворителя производства СКЭПТ // Вестник Казан. технол. ун-та / Н.В. Лежнева, В.И. Елизаров В.В., Гетман. -2013. - №12. -с. 108-111.

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

4. Danckwerts P. V. Chem. Eng. Sci., 1953, v.2, № 1, p. 113.

5. Зельвенский Я.Д. Журн. Хим. Пром., 1937, т.14, №1718, с. 1250-1257.

6. Hikita H., Asai S., Kagaku Kogaku, 1963, v. 27, N 11, p. 823- 830.

7. Мерзляков С.А. Выбор оптимальных конструктивных параметров ситчатых и клапанных тарелок ректификационных аппаратов// Вестник Казан. технол. ун-та / С.А. Мерзляков, В.В. Елизаров, Елизаров Д.В. -2013. - №12. -с. 187-190.

8. Пленочная тепло- и массообменная аппаратура. Под ред. В.М. Олевского. -М.: Химия, 1988.

© Н. В. Лежнева - канд. техн. наук, доц. каф. автоматизации технологических процессов и производств КНИТУ, nlegneva@list.ru; В. И. Елизаров - д-р техн. наук, профессор каф. автоматизации технологических процессов и производств КНИТУ, nchti@nchti.ru.

© N. V. Lezhneva - Cand. Tech. Sci., the associate professor of chair of automation of technological processes and production FGBOU VPO "KNRTU", nlegneva@list.ru; V. I. Elizarov - Dr. Tech. Sci., professor of chair of automation of technological processes and production FGBOU VPO "KNRTU", nchti@nchti.ru.