Содержание к диссертации
Введение
1. Литературный обзор 8
1.1. Каталитическая переработка метанола и синтез газа 8
1.1.1. Катализаторы получения диметилового эфира 9
1.1.2. Катализаторы переработки метанола до метилформиата 12
1.1.3. Катализаторы переработки метанола в формальдегид 15
1.2. Механизм каталитических реакций переработки метанола и синтез-газа 17
1.2.1. Механизм разложения метанола до диметилового эфира 17
1.2.2. Механизм каталитических реакций получения формальдегида из метанола 24
1.3. Описание кинетики реакции синтеза и дегидратации метанола 27
1.4. Аппаратурное оформление процессов переработки метанола и синтез-газа 29
2. Исследование каталитических свойств оксида алюминия и медьсодержащих катализаторов 33
2.1. Описание лабораторной установки и расчётные формулы 33
2.2. Каталитические свойства А1203 36
2.3. Расчет равновесного состава реакционных смесей 41
2.4. Идентификация кинетических параметров реакции дегидратации метанола на оксиде алюминия 45
2.5. Исследование каталитических свойств модельных образцов1 50
2.6. Активность смеси.катализаторов 55
3. Математическое моделирование процесса получения метанола и диметилового эфира из синтез-газа 60
3.1. Разработка математической модели процесса получения метанола и диметилового эфира на смеси катализаторов 60
3.2. Результаты модельных расчётов процесса получения диметилового эфира в реакторе промышленного размера 65
4. Промышленные испытания бифункционального катализатора 80
4.1. Опытно-промышленная операция прямого синтеза диметилового эфира из синтез-газа на метанольном производстве 80
4.2. Проверка адекватности математической модели реактора получения диметилового эфира 90
5. Улучшение условий разделения на промышленной ректификационной установке обезэфиривания метанола - сырца 92
5.1. Усовершенствование схемы узла конденсации паров флегмы 95
5.1.1. Фазовое равновесие парожидкостной двухкомпонентной системы ДМЭ-С02 97
5.1.2. Модель конденсатора 101
5.1.3. Результаты модельных расчётов процесса конденсации парогазовой смеси 103
5.1.4. Расчёт теплового баланса и требуемой поверхности теплообмена конденсатора 106
5.2. Улучшение схемы отбора жидкого ДМЭ 109
5.2.1. Расчёт схемы ректификации с выводом сдувок и отбором продукта из сборника флегмы 109
5.2.2. Расчёт схемы ректификации с выводом сдувок из сборника флегмы и боковым отбором продукта с тарелок ректификационной колонны 112
6. Разработка методики выполнения измерения метанола в жидком диметиловом эфире 125
Основные результаты и выводы 133
Список используемой литературы 135
Приложения 146
- Катализаторы получения диметилового эфира
- Каталитические свойства А1203
- Результаты модельных расчётов процесса получения диметилового эфира в реакторе промышленного размера
- Проверка адекватности математической модели реактора получения диметилового эфира
Введение к работе
Синтез-газ (оксиды углерода и водород) является исходным сырьём для ценных химических продуктов, в том числе метанола. Технология синтетического метанола хорошо отработана, а его производство получило значительное распространение из-за широкого использования метилового спирта в промышленности [1]. В 2006 году мировое производство метанола составило 35,3 млн. тонн. По прогнозным данным к 2011 году его производство возрастёт ещё на 5,5 млн. тонн [2]. В последнее время становится актуальным получение и использование диметилового эфира (ДМЭ), производство которого может быть основано или на дегидратации метанола, или на прямом получении его из синтез-газа.
ДМЭ позволяет решить приобретающие все большую остроту проблемы ухудшения окружающей среды, включающие глобальное потепление, атмосферное загрязнение и истощение ресурсов. Крайняя концентрация нефти в качестве ископаемых носителей энергии несёт определённые риски для будущего, поэтому долгосрочное гарантированное снабжение энергоносителями автотранспорта предполагает диверсификацию источников сырья для производства топлива, с включением альтернативных и возобновляемых месторождений. Синтетическое жидкое топливо (СЖТ) играет в этом плане главную роль, так как оно предоставляет возможность использовать для производства топлива большое количество самых различных первичных источников энергии. Одновременно СЖТ располагает благодаря своей чистоте и функциональности значительным потенциалом к сокращению эмиссии вредных веществ.
Развитие так называемых технологий «газ - жидкость», позволяет производить синтетические жидкие топлива из природного газа. В частности, на данной схеме основана прогрессивная технология получения диметилового эфира. Использование ДМЭ в качестве моторного топлива позволяет радикально улучшить качество выхлопа дизельных двигателей с уменьшением выброса вредных компонентов [3]. ДМЭ легко превращается в бензин, характеризующийся повышенным экологическими характеристиками (преобладание разветв-
ленных углеводородов) и минимальным содержанием нежелательных примесей (сера отсутствует, содержание бензола на уровне 0,1% при норме н/б 1%, содержание непредельных углеводородов — 1%, что обеспечивает высокую стабильность бензина) [4]. Кроме того, ДМЭ обладает нулевыми значениями потенциала озоноразрушения (ODP) и потенциала глобального потепления (GWP), в связи, с чем не попадает под контроль Монреальского и Киотского протокола [5].
Актуальность производства диметилового эфира связана также с возможностью использования для его синтеза диоксида углерода, как потенциального источника углерода [6], с одновременной утилизацией данного парникового газа [7]. Поэтому широкое использование ДМЭ является эффективным решением проблем окружающей среды, а развитие производства ДМЭ весьма актуальным.
В настоящее время распространена технология косвенного производства ДМЭ, которая* предусматривает первоначально получение метанола с последующей каталитической дегидрацией до ДМЭ. В'Японии, США, Германии, Великобритании, Нидерландах и Австралии действует несколько небольших предприятий, использующих эту технологию.
Bi последние годы, как в России, так и за рубежом накоплен опыт по разработке технологии прямого синтеза ДМЭ*из синтез-газа, минуя стадию синтезами очистки метанола. Существуют проекты строительства крупных промышленных установок производства ДМЭ зарубежными компаниями. В тоже время, практический опыт эксплуатации промышленных установок синтеза ДМЭ почти отсутствует.
В России на некоторых химических предприятиях идет освоение производства ДМЭ в условиях отсутствия апробированных технических решений и отработанных технологий. При отсутствии существенных капитальных затрат на новое строительство технология1 получения ДМЭ внедряется на реконструированном оборудовании метанольных производств, при этом возникает дефицит опыта и знаний по всем аспектам технологии. Так серийный выпуск промышленного катализатора синтеза ДМЭ отсутствует, также как и опыт его экс-
плуатации. Необходима информация по технологии стадии выделения и очистки ДМЭ. Аналитические исследования состава ДМЭ, полученного по промышленной технологии прямого синтеза из синтез-газа, в России также не проводились. Потребность в проведении исследований и разработок также связана с необходимостью адаптации технологии выпуска ДМЭ к конкретному оборудованию и условиям работы действующего метанольного производства, в частности на ОАО НАК «Азот» выпуск ДМЭ осваивался в цехе синтеза метанола, работающего под давлением 30 МПа [8]. Проекты установок синтеза и выделения ДМЭ не ориентированы на соответствующее качество готового продукта, востребованное потребителями ДМЭ (например, установка обезэфиривания метанола-сырца на ОАО НАК «Азот» [9]), что требует доработки технологии производства уже после её внедрения и выхода на рынок продаж ДМЭ.
Поэтому целью данной работы является изучить процессы синтеза и выделения чистого ДМЭ, разработать мероприятия, позволяющие улучшить технологию прямого получения диметилового эфира из синтез-газа. Для решения поставленной задачи необходимо:
Исследовать свойства различных каталитических систем, в том числе гибридных катализаторов, в процессе дегидратации метанола и прямого синтеза ДМЭ из синтез-газа;
Идентифицировать параметры кинетического уравнения каталитической реакции образования ДМЭ из метанола;
Разработать математическую модель каталитического процесса получения ДМЭ и провести численное моделирование для промышленного реактора с целью выбора рациональных режимов работы;
Провести промышленные испытания катализатора прямого синтеза ДМЭ из синтез-газа;
Исследовать процесс выделения и очистки ДМЭ в промышленных условиях и разработать мероприятия по усовершенствованию данной технологии;
Разработать методику выполнения измерений состава ДМЭ для контроля качества продукта.
Научная новизна данной работы заключается в том, что, научный подход к решению производственной задачи получения диметилового эфира использован на основных стадиях действующего метанольного производства:
исследованы нанесённые катализаторы и их комбинации с промышленным катализатором синтеза метанола, обеспечивающие получение диметилового эфира из метанола и синтез-газа;
методом математического моделирования установлены рациональные режимы эксплуатации и способы загрузки катализаторов в реактор для получения метанола и диметилового эфира;
на основании теоретических расчетов и экспериментальных данных по состоянию гетерогенной системы «жидкий диметиловый эфир — диоксид углерода» предложены технические решения по улучшению технологической схемы ректификации для получения чистого ДМЭ.
Практическая значимость работы состоит в том, что:
- проведена апробация процесса совместного получения метанола и диме
тилового эфира на действующем оборудовании метанольного производства, ус
тановлены режимы его промышленного получения из синтез-газа и направле
ния усовершенствования технологии;
- усовершенствована технологическая схема ректификации метанола-
сырца с выделением чистого ДМЭ, что позволило снизить содержание приме
сей в продукте и сократить его потери со сдувками.
- разработана методика анализа диметилового эфира, которая включена в
технические условия на ДМЭ: ТУ 2434-059-05761643-2001 «Эфир диметиловый
жидкий», аттестована в соответствии с требованиями ГОСТ Р 8.563-96 и заре
гистрирована в ФГУП «ВНИИМС».
Катализаторы получения диметилового эфира
В литературе описаны различные катализаторы переработки метанола в диметиловый эфир. Их можно разделить на несколько групп: 1) нанесённые катализаторы на основе у-А1203, 2) катализаторы с использование других носители (сибунит, активированный уголь и др.), 3) цеолиты, 4) массивные катализаторы.,
Большую часть составляют катализаторы на основе оксида алюминия; так; как он проявляет каталитическую активность.в процессе разложения.метанола до ДМЭ- с селективностью -100%. Нанесение на данный носитель различных металлов позволяет увеличить производительность І системы, а также позволит получать диметиловый эфир непосредственно из синтез-газа.
Описана дегидратация: МеОН в диметиловый; эфир на композитной:каталитической системе HSiW-La203/Al203 (10-16% HSiW). Максимальный выход ДМЭ наблюдался; при давлении 0;75-0,85 МПа,. 280-320С и массовая скорость 1,5-2,5 ч"1.; Катализаторы охарактеризованы различными: адсорбционными и спектральными методами.. На поверхности катализатора обнаружены бренсте-довские И: льюисовские кислотные центры,, причем по?количеству последние; преобладают [12]. В качестве примера модификации, данной; системы описан катализатор H4SiWi2Q40-La2O3/Al2O3, который также проявляет активность в процессе дегидратации метанола до диметилового эфира:[ДЗ]:
B качестве катализаторов синтеза диметилового эфира путём,гидрирования СО предлагаются также. Gu-МпгМо-системы, нанесенные на.у-АЬОз- В качестве промоторов использованы Zn, Gr, W, Mo; Fe, Co, Ni [14].
Также запатентован катализатор синтеза диметилового эфира, который содержит частицы АЬОз, имеющие размер 200 мкм, и слой из частиц катализатора получения МеОН, образованный вокруг каждой частицы АЬОз, при соотношении по массе между метальным катализатором (CuO:ZnO:Al203 -1:(0,05-20):(0-20) или ZnO:Cr203:Al203 - 1:(0,1-10):(0-2)) и частицами А1203 от 0,05 до 5. -Проводят реакцию при 280С и давл. 30 кг/см", пропуская смесь СО, Н2 и С02 при мольном соотношении 47,5:47,5:5, при конверсии относительно СО 51,3% получают диметиловый эфир с выходом 33,9% [17]. Запатентованы и другие медь-цинксодержащие катализаторы синтеза ДМЭ [18, 19].
Следующую группу катализаторов составляют системы на основе цеолитов [20, 21]. В статье [22] описан катализатор для совместного получения диметилового эфира и МеОН гидрированием С02. В результате комбинации отдельных стабильных катализаторов получен относительно стабильный катализатор Cu-ZnO-Al2O3-Cr2O3+H-ZSM-5(SiO2/Al2O3=80). При гидрировании С02 в течение 350 часов с использованием полученного катализатора при 523 К, 3 МПа и объемной скорости 1500 мл/г ч отмечено, что после потери 5% первичной активности через 120 часов, катализатор не показал никакого значительного уменьшения активности до истечения 350 часов. В добавление к этому через 120 часов отмечено уменьшение формирования углеводородов, что явно свидетельствует об исчезновении центров относительно сильной кислоты. Уменьшение общего выхода возможно связано с деактивацией ZSM-5. По-видимому, первоначально- сформированные центры сильной кислоты блокируются обра-- зующимся по мере прохождения реакции нагаром. В результате некоторые участки кислотных центров утрачиваются. В установившемся состоянии общий выход ДМЭ и МеОН составляет более 26% с селективностью относительно ДМЭ -90%, общий выход углеводородов составил 0,25%. В статье [20] опи сывается разложение метанола на различных цеолитах. Отмечено, что с увеличением кислотности (за счёт изменения содержания кремния) катализатора снижается скорость дегидратации метанола. Наибольшую активность показал катализатор с соотношением кремния к алюминию —25.
В литературе описана также дегидратация метанола в диметиловый эфир в присутствии модифицированного кислотными добавками каолина при атмосферном давлении и 483-583 К. При температурах 563-583 К степень конверсии МеОН превышает 80% [23]. Активными катализаторами получения диметило-вого эфира дегидратацией метанола являются фосфаты циркония AZ PO , Bo,5Zr2(P04)3, варьирование химического состава каркасных соединений позволяет регулировать выход целевого продукта [24].
Следует отдельно отметить процесс разложения метанола на Н3РМо12О40 хН2О, H3PW12O40 xH2O и H6PMo6W6O40 xH2O под действием импульсов излучения ИК лазера на С02 (температура 283 К; давление 1 атм; газовая смесь 5% метанола и N2; волновое число лазерного излучения 1079 см"1; 100 импульсов излучения с периодом следования 5с): Адсорбция метанола происходит как в молекулярном, так и в разложенном состоянии. Продуктами реакции являются углеводороды С2Н4, СзНб, СзН8, 04 и диметиловый эфир. Эти же продукты образуются при термическом поверхностном разложении метанола, но при лазерном разложении реакция протекает при 283 К [25].
Каталитические свойства А1203
В настоящей работе активность оксида алюминия в реакции получения диметилового эфира (дегидратация метанола) проводилась в микрокаталитической установке в проточном режиме. Исходная газовая смесь представляет собой пары метанола в аргоне. Концентрацию метанола регулировали за счёт изменения температуры в термостате сатуратора. Активность катализатора измеряли при различном объёме слоя, фракционном составе и начальной концентрации метанола.
Линейная скорость газовой смеси была достаточно высокой, чтобы за счёт турбулентного потока избежать влияния внешнего переноса веществ на кинетику химической реакции, что подтверждали отдельным экспериментом.
Графики сгруппированы таким образом, чтобы исходные данные были по ряду параметров одинаковыми, что позволяет провести первичный анализ результатов достаточно корректно и сделать первоначальные выводы. Далее, при математической обработке данных процесса, полученных на лабораторной установке, будет проведена идентификация параметров кинетического уравнения скорости дегидратации метанола.
С увеличением размера зёрен катализатора степень конверсии уменьшается (рис. 3). Это говорит о том, что использование внутренней поверхности зерна уменьшается, то есть на среднюю скорость реакции начинает оказывать влияние процесс переноса реагентов в порах.
Сравнение активности мелкой фракции катализатора при различной на чальной концентрации метанола на входе показывает, что скорость реакции не подчиняется уравнению первого порядка, так как степень конверсии выше при более низкой концентрации метанола на входе в реактор, т.е. степень конверсии метанола зависит от его входной концентрации. С увеличением навески катализатора степень конверсии увеличивается, так как растёт время контакта реакционной смеси с катализатором .
Следует заметить, что за время проведения эксперимента ( 8 ч.) поверхность оксида алюминия заметно темнеет, что связано с выделением углерода. Однако это не сказывается, в пределах точности применяемого анализа, на его активность в процессе дегидратации метанола, что подтверждалось рядом последовательных прогонов катализатора. Оценка количества углерода проводилась путём его выжигания кислородом. Скорость образования углерода оказывается на два порядка ниже, чем скорость реакции по целевому маршруту (образование диметилового эфира).
Результаты испытаний мелкой фракции далее были использованы для идентификации параметров кинетического уравнения маршрута дегидратации метанола. 2.3. Расчет равновесного состава реакционных смесей
Поскольку в настоящей работе изучались, в основном, реакции получения метанола и диметилового эфира на основе метанола и синтез-газа, произведём расчёт равновесного состава реакционных смесей для двух вариантов: 1 - дегидратация метанола; 2 - получение метанола и диметилового эфира из синтез-газа.
Поскольку реакция является экзотермической, то с повышением температуры равновесная концентрация диметилового эфира и воды уменьшается. Степень влияния паров воды на равновесную концентрацию диметилового эфира достаточно сильная (рис.7). Присутствие воды в исходной газовой смеси снижает равновесную концентрацию диметилового эфира из-за смещения равновесия реакции, в которой вода является продуктом.
. Зависимости равновесной концентрации метанола (1, Г) и диметилового эфира (2, 2 ) от температуры реакции дегидратации метанола (состав синтез-газа СО/С02/Н2=27/5/68, об%): 1 - общее давление в системе 1 МПа, 2 - общее давление в системе 10 МПа Равновесная концентрация диметилового эфира значительно выше, по сравнению с метанолом, что обусловлено большим значением константы равновесия данного маршрута. Повышение давления также более эффективно для маршрута образования диметилового эфира, так как он протекает с большим уменьшением числа молей реагентов (Ап=4).
Результаты модельных расчётов процесса получения диметилового эфира в реакторе промышленного размера
Проведем расчеты различных способов загрузки реактора катализатором, постепенно усложняя задачу: 1. загрузка только метанольным катализатором; 2. загрузка только кислотно-основным катализатором; 3. последовательная по ходу газового потока загрузка реактора сначала метанольным катализатором, затем механической смесью метанольного и кислотно-основного катализаторов, потом кислотно-основным катализатором. 1. Принимаем, что реактор заполнен только метанольным катализатором. а) Рассчитываем только реакцию паровой конверсии монооксида углерода. Подберем значение предэкспоненты для константы скорости реакции, протекающей по второму маршруту к02, с помощью вышеописанной модели промышленного реактора. При этом принимаем значение предэкспоненты для константы скорости реакции, протекающей по первому маршруту коь равным нулю. Начальные условия, определяются, исходя из условий работы на действующем агрегате синтеза метанола на ОАО НАК «Азот» [8]: объем слоя катализатора —1м; диаметр колонны синтеза- 1м; расход синтез-газа- 15000 нм /ч; состав синтез-газа определяется из условий конденсации метанола и ди-метилового эфира при заданных температурах, об. % [97].
С увеличением значения предэкспоненты константы скорости реакции, протекающей по первому маршруту к0ь температура синтез-газа на выходе из слоя катализатора и производительность реактора по метанолу повышаются, и состав реакционной смеси приближается к равновесному. Величина массопереноса не является в данных условиях лимитирующей стадией. Конечная концентрация продуктов в объеме газового потока и на поверхности метанольного катализатора различаются незначительно.
Для дальнейших расчетов выбираем кО 1=50000 кмоль МеОН/смЗМПа, т.к. при этом средняя производительность катализатора соответствует промышленным показателям ( 0,4 т МеОН / мЗ кат. ч) [97].
С увеличением значения предэкспоненты константы скорости реакции, протекающей по второму маршруту к02 (конверсия СО), температура синтез-газа на выходе из слоя катализатора и производительность реактора по метанолу повышаются. Производительность реактора по метанолу увеличивается вследствие того, что при увеличении значения предэкспоненты константы скорости реакции, протекающей по второму маршруту к02 происходит удаление из зоны реакции воды. А вода в свою очередь является продуктом реакции синтеза метанола.
Выбираем коз=3-10 кмоль DME/см МПа т.к. при большем значении система приближается к равновесному составу, и катализатор используется не эффективно.
Данное значение существенно ниже, определённого ранее в условиях лабораторных испытаний мелкой фракции оксида алюминия (1 1014). Что и сле довало ожидать из условий снижения эффективности работы катализатора в режиме внутренней диффузии, что ранее было показано.
Максимальное количество поступающего метанола, которое можно переработать, составляет 0,32т/ч, из которого, согласно стехиометрии реакции, можно получить 0,23т/ч диметилового эфира.
Построим графическую зависимость производительности реактора по DME и степени приближения к равновесию по третьему маршруту от активности кислотно-основного катализатора .
Зависимости приближения к равновесию (1) по третьему маршруту и производительности реактора по диметиловому эфиру (2) степени от активности кислотно-основного катализатора (ко3).
Производительность реактора по диметиловому эфиру увеличиваются не пропорционально увеличению константы скорости реакции дегидратации метанола.
Проверка адекватности математической модели реактора получения диметилового эфира
Адекватность разработанной модели была проведена путем сопоставления данных, полученных при испытании гибридного катализа типа СНМ-У (модифицированный) с повышенным содержанием оксида алюминия [99]. Концентрация оксида алюминия в данном катализаторе составляет 47 %, а в базовом, СНМ-У — 6 мас.%.
Таким образом, при общем объеме загрузки четырех полочной колонны — 3.8. м полный расход циркуляционного газа составит 57000 нм /ч. Из них на первую катализаторную полку поступает 70 % от общего расхода, а остальное подается между следующими полками, в качестве холодного байпаса. Поэтому далее проведен расчет производительности первой полки колонны с объемом загрузки — 0.6м и потоком циркуляционного газа - 40000 нм /ч.
Поскольку смешанный катализатор готовили по технологии метанольно-го катализатора СНМ-У, точно каталитическую активность избыточного оксида алюминия в реакции дегидратации метанола оценить достаточно, трудно, хотя порядок ее величины будет тем же, что и для чистого оксида алюминия. Поэтому, при оценке адекватности модели процесса величину предэкспонентьь (к0з) варьировали в пределах 1- 8.10 " кмоль ДМЭ/с.м .МПа, а предэкспоненты для констант скоростей маршрутов синтеза метанола и паровой конверсии монооксида углерода оставляем неизменными (koi=50000 кмоль Мет./с.м3.МПа, ко2=ЮООО нм СО/см .МПа). Результаты модельных расчетов представлены на рис. 27. Согласно результатов промышленных испытаний, общая производительность колонны синтеза по диметиловому эфиру составила 489 кг/ч, или в среднем с первой полки (0.6 м3) снимается 77 кг ДМЭ/ч. Зависимости производительности гибридного катализатора СНМ-У\\А1203 (0.6 м3) в реакции прямого синтеза диметилового эфира (1) от активности оксида алюминия по маршруту дегидратации метанола (к0з), 2, 3 - степени приближения состава реакционной смеси к равновесию по маршрутам дегидратации и синтеза метанола, соответственно
При дальнейшем увеличении активности дегидратирующего катализатора, производительность слоя увеличивается гораздо в меньшей степени, т.к. состав реакционной смеси в отношении данного маршрута приближается к равновесию. В отношении маршрута синтеза метанола система находится довольно далеко от равновесия, вследствие переработки метанола. 5. Улучшение условий разделения на промышленной ректификационной установке обезэфиривания метанола - сырца
К ДМЭ, используемому как пропеллент в парфюмерно-косметической промышленности, предъявляются повышенные требования к содержанию нежелательных примесей, влияющих на безопасность использования продукции. Например, содержание метанола в ДМЭ не должно превышать 0,0001% масс, а концентрация СОг в сумме с углеводородами до С4 ограничивается на уровне не более 0,005% масс Присутствие С02 в жидком ДМЭ особенно не желательно, т. к. резко повышает давление насыщенных паров, особенно при высоких температурах продукта. Это может привести к недопустимому росту давления в аэрозольных баллончиках. А при использовании ДМЭ в качестве дизельного топлива избыточное содержание С02 будет способствовать образованию парогазовых пробок при истечении ДМЭ по топливно-подающему тракту на линии всаса насоса высокого давления двигателя.
При проектировании данной установки ставилась цель наиболее полного выделения ДМЭ из метанола-сырца и обеспечения минимального содержания метанола в готовом продукте. В тоже время вопрос очистки ДМЭ от С02 не рассматривался. Анализ состава выделяемого ДМЭ при эксплуатации данной установки показывает присутствие значительных количеств С02 (таблица 5.1).
Растворимость С02 в-жидком ДМЭ зависит от температуры и давления, при которых происходит конденсация паров ДМЭ. Однако, варьирование температуры и давления в узле конденсации в допустимом для нормальной работы установки диапазоне значений не позволяет существенно снизить содержание С02 в жидком ДМЭ. Кроме того, возможен значительный рост потерь ДМЭ со сдувками, при приближении значений Р и t к условиям кипения жидкого ДМЭ. Необходим иной способ снижения содержания С02 в продукционном ДМЭ.
Анализ данных по содержанию С02 в жидкой (флегма) и газовой фазах (сдувки со сборника Е - 1) показывает, что при конденсации флегмы «фактическое значение константы фазового равновесия т(х,у), рассчитанной как отношение мольной концентрации С02 в газовой и жидкой фазах, как правило, превышает расчетное. Например, при 1,06 МПа и 40,0 С константа, определённая экспериментально, равна 7,05 (см. таблицу 5.1.3.2),- равновесное значение константы составляет 5,22. Это достоверно указывает на то, что в.реальных условиях работы равновесие процесса абсорбции СОг жидкой фазой. ДМЭ не достигается, т.е. фактическая, концентрация СОг в жидком ДМЭ ниже равновесной. Следовательно, для снижения содержания СОг в жидком ДМЭ целесообразно подобрать такой режим работы или так изменить технологическую схему, чтобы фактические концентрации СОг в жидком-ДМЭ были значительно ниже равновесных.
