Оптимизация работы установки очистки отходящих газов промышленных и энергетических предприятий от вредных выбросов, в том числе парниковых газов Текст научной статьи по специальности «Химические технологии»

Оптимизация работы установки очистки отходящих газов промышленных и энергетических предприятий от вредных выбросов, в том числе парниковых газов

Тарабарин Лев Иванович

руководитель Группы компаний «Реал-Инвест», dokument@realinvestnn.ru

В статье описываются научные аспекты и расчеты промышленной установки по утилизации дымогарных газов промышленных и энергетических предприятий, коммунальных и бытовых энергетических установок, а также выхлопных газов транспортных устройств и мобильных энергетических установок от токсичных компонентов с получением сжиженного углекислого газа чистотой 99,99% и сухого льда, что в том числе необходимо для реализации Стратегии социально-экономического развития Российской Федерации с низким уровнем выбросов парниковых газов до 2050 года, утвержденной Распоряжением Правительства Российской Федерации от 29 октября 2021 г. № 3052-р. Представлены расчетные схемы для моделирования установки по выделению и очистке углекислого газа. На базе данной установки построено 3 завода, что позволило очистить более 1 трл. м3 выбросов вредных веществ в атмосферный воздух.

Ключевые слова: Парниковые газы, утилизация вредных выбросов в атмосферу, моделирование установки, расчет параметров установки.

Установка очистки отходящих газов промышленных и энергетических предприятий, коммунальных и бытовых энергетических установок, а также выхлопных газов транспортных устройств и мобильных энергетических установок от токсичных компонентов необходима для реализации Стратегии социально-экономического развития Российской Федерации с низким уровнем выбросов парниковых газов до 2050 года, утвержденной Распоряжением Правительства Российской Федерации от 29 октября 2021 г. № 3052-р [1].

Моделирование установки по выделению и очистке углекислого газа с описанием расчетной схемы представлено ниже.

Расчетная схема стадии экстракции, компремирования и осушки представлена на Рисунке 1. Расчетная схема стадии низкотемпературной ректификации представлена на Рисунке 2.

Рисунок 1. Расчетная схема экстракции компремирования и осушки

Рисунок 2. Расчетная схема сжижения и ректификации

Дымогарный газ с ГПУ направляется в реактор DeNOx. После реактора DeNOx газ с температурой 450°С (поток 104) подается в ребойлер МЭА (REBOILER), в котором охлаждается до температуры 165-190°С в зависимости от расхода. Отведенное в ребойлере от газового потока тепло используется для разложения карбоната моноэтаноламина и десорбции диоксида углерода.

После ребойлера газовый поток (105) направляется в рекуператор 1 (RECUP1), в котором охлаждается до 100оС. После рекуператора 1 газовый поток (поток 1051) с температурой 100 °С направляется в рекуператор 2 (RECUP2), где охлаждается до 51 °С.

После рекуператора 2 газ (поток 1052) подается в нижнюю часть водяного скруббера (SCRUB1), представляющего собой колонный аппарат, заполненный нерегулярной насадкой -кольца Паля. Насадка через распределительное устройство орошается потоком воды с температурой 40оС, циркулирующей через теплообменник EX1 с помощью насоса P1. Избыточная вода, накапливающаяся в результате конденсации из газового потока, выводится на утилизацию. Промытый и охлажденный газовый поток (поток 106) с температурой 42-43 °С и давлением с помощью эксгаустера (EXH1) направляется в нижнюю часть колонны абсорбции (поток 107).

Абсорбер (ABSORBER) представляет собой колонный аппарат, состоящий из двух секций - промывной, для минимизации потерь моноэтаноламина, и сорбционной, в которой происходит хемосорбционное поглощение диоксида углерода раствором моноэтаноламина (32%) (поток 206). Секции абсорбера заполнены регулярной насадкой. Газ, содержащий пары моноэтаноламина, из сорбционной секции попадает в промывную секцию. Насадка промывной секции орошается водой с температурой 48 °С, циркулирующей через теплообменник EX2 с помощью насоса P2. Промытый газ через верх колонны выходит в атмосферу (поток 108). Раствор моноэтаноламина, обогащенный диоксидом углерода (поток 207), с температурой 45-48 °С направляется на стадию десорбции. «Богатый» раствор моноэтаноламина насосом Р3 подается в теплообменник ЕХ3 (поток 208), где нагревается до 105 °С за счет тепла «бедного» раствора моноэтаноламина (поток 212). Нагретый «богатый» раствор моноэтаноламина (поток 209) подается на орошение в колонну десорбции (DESORBER).

Десорбер представляет собой колонный аппарат, заполненный регулярной насадкой. С глухой тарелки десорбера раствор моноэтаноламина (поток 225) самотеком подается в ребойлер, в котором происходит его нагрев до 119-121°С. Па-рожидкостная смесь из ребойлера (поток 226) перетекает в нижнюю часть десорбера и подается под глухую тарелку. «Бедный» моноэтаноламин собирается в нижней части десор-бера (поток 210), а горячий диоксид углерода (поток 227) по-

ступает в насадочную часть для обогащения. Бедный» моноэтаноламин из нижней части десорбера через механический с помощью насоса Р4 подается в теплообменник ЕХ3 (поток 211), в котором охлаждается до 65-70 °С. После ЕХ3 «бедный» моноэтаноламин (поток 212) направляется в теплообменник ЕХ4, в котором охлаждается до 40 °С. В поток холодного «бедного» моноэтаноламина (поток 213) добавляется свежий моноэтаноламин (поток 214) для восполнения потерь.

Газовый поток после дессорбера (поток 109) поступает в теплообменник ЕХ5, в котором охлаждается до температуры 45 °С. При этом происходит частичная конденсация воды, содержащейся в газовом потоке. После теплообменника ЕХ5 газовый поток и конденсат (поток 110) направляются в водяной скруббер(SCRUB2). В скруббере происходит охлаждение газового потока до температуры 40-45оС и поглощение моноэтаноламина, унесенного вместе с газовым потоком из десорбера. Водяной скруббер представляет собой колонный аппарат, заполненный нерегулярной насадкой - кольца Паля. Насадка через распределительное устройство орошается потоком свежей обессоленной воды. Избыточная вода, накапливающаяся в нижней части скруббера с помощью насоса Р5 направляется в промывную секцию абсорбера. Газ скруббера (поток 111) направляется на стадию компремирования и осушки. Давление в верхней части скруббера поддерживается в диапазоне 1,2-1,9 бар (абс.).

Система компремирования и осушки состоит из 5 параллельно работающих блоков компрессоров, холодильника-осушителя и узла сорбционной осушки. Блок компрессоров представляет из себя ряд двухступенчатых компрессоров с системой водяного охлаждения сжатого газа и водоотделителей. В блоке компрессоров происходит двухступенчатое сжатие газа. На первой ступени до давления 3,9 бар, на второй - до давления 17,6 бар (абс.). после каждой ступени сжатия газ охлаждается в теплообменниках до 43 °С. Сконденсированная после охлаждения вода отделяется в сепараторах. При этом конденсируется основное количество воды. Блок компрессоров представляет из себя ряд двухступенчатых компрессоров с системой водяного охлаждения сжатого газа и водоотделителей. После блока компрессоров сжатый газ дополнительно охлаждается до 20 °С с целью более полного удаления воды.

Удаление остаточной воды из газа происходит в двух параллельных колоннах осушителях, заполненных адсорбентом (цеолит КА-СО). Для регенерации адсорбента в колонну подают технический диоксид углерода, полученный на стадии низкотемпературной ректификации, предварительно нагретый.

Для удаления органических примесей, таких как ацеталь-дегид и компрессорное масло, после осушителя газ подается в колонну угольной очистки. Для предварительной осушки угля предусмотрена система подачи горячего диоксида углерода в адсорбер.

После стадии осушки и фильтрации газ подается (поток 120) на стадию низкотемпературной ректификации. Газ с температурой 20 °С и давлением 16,8 бар(абс.) подается в тепло-обменник-ребойлер ^ЕВ2), в котором охлаждается до температуры минус 15 °С. Охлажденный газ (поток 121) смешивается с газом, поступающим из термонасоса (поток 131), и с газом (поток 130), поступающим из насадочной колонны (RCOLUMN), заполненной нерегулярной насадкой - кольца Паля, и направляется в конденсатор (CONDENS). В конденсаторе газ охлаждается до температуры минус 25,7 °С и конденсируется (поток 124). Несконденсировавшийся газ (поток 127) - технический диоксид углерода удаляется и используется для технологических нужд.

Жидкий поток из конденсатора (поток 124) направляется на орошение в насадочную колонну. Жидкий диоксид углерода

X X

о го А с.

X

го m

о

м о

M

со

fO CS

о

CS

о ш m

X

3

<

m О X X

в виде пленки по насадки стекает в нижнюю часть колонны. В колонне происходит удаление кислорода и азота за счет низкотемпературной ректификации. Из нижней части колонны чистая жидкая углекислота (поток 126) с температурой минус 25,2 С термонасосом перекачивается в установки длительного хранения.

Часть потока углекислоты (поток 128) направляется в теп-лообменник-ребойлер для охлаждения поступающего на стадию газа. После теплообменника-ребойлера углекислота (поток 129) с температурой минус 25 °С направляется обратно в колонну ректификации.

Для определения свойств жидкости и пара используется метод ENRTL-RK (описывает свойства электролитов) и уравнение состояния PC-SAFT. В качестве компонентов, к которым применялся закон Генри, были выбраны CO2, H2S, N2, O2, CH4, C2H6 и СзНб. Коэффициенты Генри для данных веществ определены при использовании воды и МЭА в качестве растворителя. При расчете коэффициенты активности для компонентов выбираются для водного раствора. Таким образом, при вычислении коэффициентов активности растворенных веществ несимметричным способом (GAMUS) коэффициенты активности в бесконечно разбавленном растворе будут рассчитаны на основе условия бесконечного разбавления в воде, а не в смешанном растворителе.

Коэффициенты Генри для CO2, H2S, CH4, C2H6 и СзНб были определены из литературных данных или по данным равновесия жидкость-пар. Остальные коэффициенты Генри были получены из базы данных Aspen.

Параметры PC-SAFT для МЭА определяют по данным для давления пара [2], теплоты парообразования [3], теплоемкости жидкости [4] и плотности жидкости [5]. Данные для остальных компонентов взяты их базы данных Aspen.

Характеристические объемные параметры для воды (VLBROC) определены из [3], для CO2 - из [5], для СН4 и С2Н6 - с использованием данных по равновесию жидкость-пар, а значения для МЭА, H2S, N2, O2, СзНб имеются в базе данных Aspen.

Если не указано иное, то параметры бинарного взаимодействия молекула-молекула и электролит-электролит по умолчанию равны нулю. Параметры бинарного взаимодействия молекула-электролит по умолчанию равны (8, -4). Коэффициент неслучайности равен 0.2.

Параметры бинарного взаимодействия уравнения NRTL для МЭА-Н2О определены с помощью данных по равновесию жидкость-пар, избыточной энтальпии и теплоемкости.

Энергия взаимодействия между H2O и (МЭАН+, НСОз-), GMENCC, а также между H2O и (МЭАН+, МЭАСОО-), GMENCC и GMENCD, определяются с помощью данных по равновесию жидкость-пар для тройных систем, теплоте абсорбции, теплоемкости и концентрациям.

Энергия взаимодействия между CO2 и (МЭАН+, МЭАСОО-), а также CO2 и (МЭАН+, HCO3-), GMENCC, определяются с использованием коэффициента активности CO2.

Диэлектрическая проницаемость неводных растворителей рассчитывается по следующему уравнению:

£СТ)=Л + В(±-±) (1)

Параметры А, В и С для МЭА, взятые из базы данных Aspen, равны соответственно 35.76, 14836.0 и 273.15.

Были подтверждены модели мольного объема и транспортных свойств, а параметры модели были определены в соответствии с экспериментальными данными, известными в литературе:

1. Для модели мольного объема, применялась модель Кларка (в Aspen - VAQCLK) с кодом 1 с использованием правила смешения растворителей. Параметр взаимодействия

VLQKIJ для правила смешения МЭА и Н2О определяется из экспериментальных данных по плотности системы МЭА-Н2О. Параметр модели Кларка VLCLK/1 определяется для основных электролитов (МЭАН+, HCO3-), (МЭАН+, CO32-) и (МЭАН+, МЭАСОО-) из экспериментальных данных по плотности системы МЭА-Н2О-СО2, а для (МЭАН+, HS-) принимается, как (МЭАН+, НСОз-).

2. Вязкость определялась по уравнению Джонса-Дола (в Aspen - MUL2JONS). Для MUL2JONS устанавливаются 1 (вязкость смеси), 1 (всегда используется уравнения Джонса-Дола при наличии параметров), 2 (модель Aspen для вязкости жидкой смеси). Параметры взаимодействия между МЭА и Н2О в модели Aspen для вязкости жидкой смеси, MUKIJ и MULIJ, определялись с использованием экспериментальных данных по вязкости системы МЭА-Н2О. Параметр Джонса-Дола, IONMUB, для МЭАН+ и МЭАСОО- определялся с использованием экспериментальных данных по вязкости системы МЭА-Н2О-СО2, для НСОз- - из экспериментальных данных по вязкости системы KHCO3-H2O, для СОз2- - из экспериментальных данных по вязкости системы K2CO3-H2O, для HS- - из экспериментальных данных по вязкости системы МЭА-H2O-H2S.

3. Поверхностное натяжение определялось по уравнению Онзагера-Самараса (в Aspen - SIG2ONSG) с кодом -9 (показатель степени в правиле смешения) и 1 (система электролита). Предсказать поверхностное натяжение можно с использованием экспериментальных данных, но эти данные сомнительны из-за разложения МЭА в ходе исследований.

4. Для определения теплопроводности используется уравнение Риделя (в Aspen - KL2RDL).

5. Для определения диффузии используется соотношение Нернста-Хартли (в Aspen - DL1NST) с кодом 1.

Энергия Гиббса и теплота образования при бесконечном разбавлении при 25 °С (DGAQFM и DHAQFM), а также теплоемкость при бесконечном разбавлении (CPAQ0) для МЭАН+ и МЭАСОО- определяют по данным о равновесии жидкость-пар, теплоте абсорбции, теплоемкости и концентрациям.

CPAQ0 для НСОз-, СОз2- и HS- представляют собой средние значения теплоемкости между 298 K и 47з K, а для S2- рассчитывается в соответствии с [з].

Загрузка кислого газа определяется как соотношение количества моль кажущегося кислого газа к количеству моль кажущегося МЭА. Например, если к 9 моль воды добавляют 1 моль МЭА, а затем к этой смеси добавляют 0.з моль СО2 при достаточном давлении для растворения всего СО2, то загрузка СО2 составит 0.з/1 = 0.з вне зависимости от форм СО2 и мЭа после реакции. Массовая доля МЭА рассчитывается без учета СО2, поэтому в приведенном выше примере она рассчитывается из смеси 1 моль МЭА и 9 молей воды. Поскольку МЭА имеет молекулярную массу 61.084, а вода имеет молекулярную массу 18.015, то массовая доля МЭА составит 61.084/(61.084 + 9*18.015) = 0.27зб5, или около 27 % масс. МЭА.

МЭА представляет собой первичный этаноламин (Рис. з):

NH2

HCl

Рисунок 3. Первичный этаноламин.

Он может связываться с протоном с образованием МЭАН+, а также вступать во взаимодействие с СО2 образованием кар-бамат-иона МЭАСОО.

Электролитические свойства были описаны с помощью модели CHEMISTRY, где CHEMISTRY ID = MEA. CHEMISTRY ID указывается в окне свойств Properties | Specifications form. Предполагается, что химическое равновесие наблюдается во всех ионных реакциях в CHEMISTRY MEA. Кроме того, были созданы 2 модели: Absorber (используется в абсорбере, 303353 К) и Stripper (используется в стриппере, 353-393 К) REACTION под названием MDEA-REA. В моделях Absorber и Stripper предполагается, что во всех реакциях, кроме взаимодействия CO2 с OH- и CO2 с МЭА, наблюдается химическое равновесие.

A. Chemistry ID: MEA

1 Equilibrium MEAH + +НгО MEA + H,О"

MEACOO " + H 20 o MEA + HCO ¡

Equilibrium Equilibrium Equilibrium Equilibrium

Equilibrium Equilibrium

2H 20 О H,О* + ОН" COj + 2HjO о НСО; + Н,0+

нсо; + Hj0<->c0j~+н,о*

HiS + HjO^HS'+H^ HS +H,0«-»S~J+H,0+

В. Reaction ID: Absorber/Stripper

1 Equilibrium MEAH+ + H20 <r+ MEA + H,0*

2 Equilibrium

Equilibrium Equilibrium Equilibrium Kinetic Kinetic

8 Kinetic

9 Kinetic

2H jO H ,0* + OH"

нсо; + н,о со;"+h,o* H:0 + H,S<->HS"-H,0+ H:0 + HS"<->S3- + H,0-

со2+он- ->нсо; нсо:->со,+он"

MEA+COj-HjO-MEACOO' + H,0"

► MEACOO' +H,0"

• MEA + HjO + COJ

r = kTnexp g) nli=i(xiYi)a' (3)

В данной работе используется сокращенное выражение. В уравнении (3) концентрация представляет собой мольную долю, коэффициент n равен нулю, значения k и E приведены в таблице 1.

Кинетические параметры реакции (7) вычислены с использованием уравнения (4) с кинетическими параметрами реакции (6) и константами равновесия обратимых реакций (6) и (7):

fc? = |f (4)

kaf - константа скорости прямой реакции;

kar - константа скорости обратной реакции;

Kaeq - константа равновесия.

Кинетические параметры реакции (8) были взяты из работы [5], а кинетические параметры реакции (9) рассчитываются с использованием кинетических параметров реакции (8) и констант равновесия обратимых реакций (8) и (9). Два набора линейных приближений (относительно 1/T) для констант равновесия, рассчитанных по изменению стандартной энергии Гиббса, используются для моделей Absorber и Stripper. Первое - линейное приближение константы равновесия при 303-353 К (для абсорбера), второе - линейное приближение при 353-393 К (для стриппера). Были получены два набора кинетических параметров реакции (9) для абсорбера и стриппера (таблица 1).

Таблица 1 ЗначенияkиE

Номер реакции k E, кал/моль

б 1.33e+17 13249

7 6.63e+16 25б5б

S 3.02e+14 9S55.S

9 (Абсорбер) 5.52e+23 1651S

9 (Десорбер) 5.52e+23 227S2

Константы равновесия для реакций 1-7 в MEA рассчитываются с использованием изменения стандартной энергии Гиббса. DGAQFM. DHAQFM и CPAQ0 для МДЭАН+ и МЭАСОО-, которые используются для расчета стандартной энергии Гиббса получены в данной работе. Параметры DGAQFM (или DGFORM), DHAQFM (или DHFORM) и CPAQ0 (или CPIG) могут быть получены из базы данных Aspen.

Для реакций 4-7 в моделях Absorber и Stripper применяется следующее уравнение для скорости реакций:

r = к(Т/Т0)пехр - ±)] nf=i(*¡K¡)a¡ (2)

r - скорость реакции;

k - предэкспоненциальный множитель;

Т - температура, К;

То - исходная температура;

n - температурный показатель;

Е - энергия активации;

R - универсальная газовая постоянная;

N - количество компонентов в реакции;

Xi - мольная доля компонента i;

yi - коэффициент активности компонента i;

аi - стехиометрический коэффициент компонента i в уравнении реакции.

Если То неизвестно, то используется следующее сокращенное выражение:

Источником сырья, для работы станции, являются дымогарные газы газо-поршневых установок. Производительность станции 3 по дымогарным газам 25000-35000 кг/час. Дымогарный газ на выходе из реактора DeNOx имеет температуру 450 °С и давление 1,01 бар (абс). Объемный состав газа на выходе из реактора DeNOx следующий: CO2 - 5,9 % (об.), H2O - 11,45 % (об.), О2 - 8,56 % (об.), N2 - 74.09 % (об.), NOx - 7ppm.

В ходе моделирования определялись оптимальные режимы работы оборудования. Было произведено моделирование установки по выделению и очистке углекислого газа с двумя режимами работы: с расходом поступающего дымогарного газа 35000 кг/ч и 25000 кг в час. В ходе моделирования было установлено, что наилучшее извлечение углекислого газа достигается при экстракции водным раствором моноэтаноламина с концентрацией 32 % масс. Расход раствора «бедного» моноэтаноламина, подаваемого на орошение в абсорбер, 33000-33700 кг/ч, в зависимости от режима работы установки. При таком расходе обеспечивается хорошая сорбция и десорбция углекислого газа при обоих режимах работы установки.

Дымогарный газ на входе в скруббер должен охлаждаться в последовательно соединенных ребойлере десорбера, рекуператора 1 и рекуператора 2 до 51°С для снижения тепловой нагрузки на газовый скруббер. Газовый скруббер орошается водой с температурой 40°С и расходом 50000 кг/ч. Это позволяет охладит дымогарный газ до 42 - 43 °С перед входом в эксгаустер.

Раствор «бедного» моноэтаноамина, подаваемого в абсорбер имеет температуру 40 °С для лучшего извлечения углекислого газа. Промывная часть абсорбера орошается водой с температурой 48 °С с расходом 21800-22700 кг/ч. В промыв-

X X

о

го А

с.

X

го m

о

м о

M

со

fO

сч о cs

ную часть абсорбера также подается вода из водного скруббера. За счет контакта воды с газом на поверхности насадки, происходит извлечение моноэтаноламина и снижение температуры флегмирующего потока, поступающего самотеком из промывной секции в сорбционную. В результате, сокращаются потери моноэтаноламина и снижается температура по профилю колонны абсорбции, обеспечивая повышение степени извлечения диоксида углерода

Раствор «богатого» моноэтаноламина, перед подачей на орошение в десорбер имеет нагревается в теплообменнике до 105°С за счет тепла раствора «бедного» моноэтаноламина, выходящего из десорбера, что позволяет наиболее эффективно использовать тепло. При этом дымогарный газ охлаждается в ребойлере десорбера до 190 и 165 °С при его расходе 35000 и 25000 кг/ч, соответственно. Давление в десорбере 1,9 бар (абс). При данных условиях обеспечивается наибольшее извлечение углекислого газа в десорбере.

Газ на после десорбера охлаждается в теплообменнике до 45°С. При этом конденсируется основная часть воды и моно-этаноамина. От остатков моноэтаноламина охлажденный газ промывается в водном скруббере водой с установки водопод-готовки. Расход воды на орошение регулируется таким образом, чтобы компенсировать потери воды в абсорбере за счет испарения.

В ходе моделирования компрессионной установки и холодильника-осушителя углекислого газа было определено количество сконденсированной воды и влажность газа на входе в фильтры-осушители.

При моделировании узла низкотемпературной ректификации были подобраны условия, обеспечивающие чистоту жидкой углекислоты не менее 99,999. Расход несконденсирован-ного газа на технологические нужды составляет 77-112 кг/ч.

Полученные результаты моделирования и оптимизации были использованы для расчета и подбора основного и вспомогательного оборудования.

В результате оптимизации установки степень извлечения углекислого газа в абсорбере при производительности 35000 кг/ч по дымогарным газам составляет 78,3 %, при 25000 кг/ч -81,4 %. При этом производительность установки по чистому углекислому газу составляет 2415 и 1801 кг/ч, соответственно.

Опыт работы на промышленной установке в ООО «Технопарк РеалИнвест» с 2019 года подтвердил представленные выше расчеты.

Благодарности.

Практическое применение единственной в России технологии было осуществлено на оборудовании, специально изготовленном для этого на предприятии ГК «Реал-Инвест»

Литература

1. Распоряжение Правительства Российской Федерации от 29.10.2021 № 3052-р // Официальный интернет-портал правовой информации. Электронный ресурс. URL: http://publication.pravo.gov.ru/Document/View/000120211101002 2 (Дата обращения 20.10.2023)

2. Yan Y., Chen C.-C. Thermodynamic Modeling of CO2 Solubility in Aqueous Solutions of NaCI and Na2SO4 // J. of Supercritical Fluids. 2010. 55. P.623-634.

3. Chapoy A., Mokraoui S., Valtz A., Richon D., Mohammadi A.H., Tohidi B. Solubility measurement and modeling for the system propane-water from 277.62 to 368.16 K // Fluid Phase Equilib.. 2004. 226. P.213-220.

4. Jou F.Y., Ng H.J., Critchfield J.E., Mather A.E. Solubility of Propane in Aqueous Alkanolamine Solutions // Fluid Phase Equilib. 2002. 194-197. P.825-830.

5. Plaza J.M., Wagener D.V., Rochelle G.T. Modeling CO2 capture with aqueous monoethanolamine // Energy Procedia. 2009. 1. P.1171—1178.

Optimization of the operation of the waste gas treatment plant of industrial and

energy enterprises from harmful emissions, including greenhouse gases Tarabarin L.I.

Real-Invest Group

JEL classification: C10, C50, C60, C61, C80, C87, C90_

The article describes the scientific aspects and calculations of an industrial installation for the utilization of flue gases of industrial and energy enterprises, municipal and domestic power plants, as well as exhaust gases of transport devices and mobile power plants from toxic components to produce liquefied carbon dioxide with a purity of 99.99% and dry ice, which is also necessary for the implementation of the socio-economic Strategy. development of the Russian Federation with low greenhouse gas emissions until 2050, approved by the Decree of the Government of the Russian Federation No. 3052-r dated October 29, 2021. Calculation schemes for modeling a carbon dioxide extraction and purification plant are presented. On the basis of this installation, 3 plants were built, which made it possible to clean more than 1 trillion. m3 of emissions of harmful substances into the atmospheric air. Keywords: Greenhouse gases, recycling of air emissions, unit simulation, computation

of unit parameters. References

1. Decree of the Government of the Russian Federation No. 3052-r dated 29.10.2021 // Official Internet portal of legal information. Electronic resource. URL: http://publication.pravo.gov.ru/Document/View/0001202111010022 (Accessed 20.10.2023)

2. Yan Y., Chen C.-C. Thermodynamic Modeling of CO2 Solubility in Aqueous Solutions of NaCl and Na2SO4 // J. of Supercritical Fluids. 2010. 55. P.623-634.

3. Chapoy A., Mokraoui S., Valtz A., Richon D., Mohammadi A.H., Tohidi B. Solubility measurement and modeling for the system propane-water from 277.62 to 368.16 K // Fluid Phase Equilib.. 2004. 226. P.213-220.

4. Jou F.Y., Ng H.J., Critchfield J.E., Mather A.E. Solubility of Propane in Aqueous Alkanolamine Solutions // Fluid Phase Equilib. 2002. 194-197. P.825-830.

5. Plaza J.M., Wagener D.V., Rochelle G.T. Modeling CO2 capture with aqueous monoethanolamine // Energy Procedia. 2009. 1. P.1171—1178.

О Ш

m x

3

<

m о x

X