Ingineria Substanțelor Anorganice și Protecția Mediului [626181]

Universitatea „Babeș -Bolyai” , Cluj -Napoca
Facultatea de Chimie și Inginerie Chimică
Ingineria Substanțelor Anorganice și Protecția Mediului

LUCRARE DE LICENȚĂ

Descrierea, Modelarea și Simularea Procesului de C aptare a
Dioxidului de C arbon Folosind Soluție Amoniac ală

Coordonator științific
Lect. Dr. Ana -Maria Cormoș
Absolvent: [anonimizat], 2014

Cuprins
PARTEA I – a ………………………….. ………………………….. ………………………….. ………………………….. ……. 1
1. Introducere ………………………….. ………………………….. ………………………….. ………………………….. . 1
1.1 Scopul și obiectivele lucrării ………………………….. ………………………….. …………………………. 1
1.2 Surse de CO 2 ………………………….. ………………………….. ………………………….. ………………….. 2
1.3 Importanța captării CO 2 ………………………….. ………………………….. ………………………….. ….. 3
2. Metode de captare a CO 2 – Studiu de literatură ………………………….. ………………………….. ……… 5
2.1 Metode de captare ………………………….. ………………………….. ………………………….. …………. 5
 Pre-combustie ………………………….. ………………………….. ………………………….. ……………….. 5
 Oxicombustie ………………………….. ………………………….. ………………………….. …………………. 6
 Post -combustie ………………………….. ………………………….. ………………………….. ………………. 6
 Arderea în ciclu chimic ………………………….. ………………………….. ………………………….. ……. 7
 Membrane moleculare ………………………….. ………………………….. ………………………….. ……. 8
2.2 Comprima re și transport ………………………….. ………………………….. ………………………….. …. 9
2.3 Stocare ………………………….. ………………………….. ………………………….. ………………………….. 9
2.4 Proiecte CCS ………………………….. ………………………….. ………………………….. ………………… 11
3. Analiza desfășurării procesului de captare a CO 2 ………………………….. ………………………….. ….. 13
3.1 Justificarea alegerii procesului de captare cu amoniac ………………………….. ………………. 14
3.2 Chimismul procesului de absorbție ………………………….. ………………………….. ……………… 15
3.3 Modelarea procesului ………………………….. ………………………….. ………………………….. …… 20
3.3.1 Modele de transfer de masă ………………………….. ………………………….. ……………….. 21
 Mode lul celor două filme (Withman) ………………………….. ………………………….. ……….. 21
 Modelul penetrației (Higbie – Danckwerts) ………………………….. ………………………….. . 23
 Modelul combinat (Toor – Marchello) ………………………….. ………………………….. ……… 23
3.3.2 Modelul matematic al procesului de absorbție ………………………….. ………………….. 24
 Ecuații de bilanț de masă ………………………….. ………………………….. ……………………….. 24
 Ecuații de bilanț termic ………………………….. ………………………….. ………………………….. 25
3.4 Schema de operații ………………………….. ………………………….. ………………………….. ……….. 30
3.5 Utilaje specifice procesului ………………………….. ………………………….. …………………………. 31
3.6 Schema fluxului tehnologic ………………………….. ………………………….. ………………………… 35
3.7 Schema de control și automatizare ………………………….. ………………………….. ……………… 37
 Controlul instalației de captare prin variația debitului de absorbant ………………………… 37

 Controlul instalației de captare prin variația gradului de încărcare al absorbantului ….. 38
4. Proiectarea tehnologică – Dimensionarea tehnologică a coloanei de absorbție ………………… 40
4.1 Calculul diametrului coloanei ………………………….. ………………………….. ……………………… 41
4.2 Calculul înălțimii umpluturii ………………………….. ………………………….. ……………………….. 42
4.3 Calculul înălțimii coloanei ………………………….. ………………………….. ………………………….. 44
5. Aspecte ecologice și de protecția mediului ………………………….. ………………………….. ………….. 45
PARTEA a II – a ………………………….. ………………………….. ………………………….. ………………………….. .. 46
1. Simularea procesului de absorbție ………………………….. ………………………….. ……………………… 46
2. Rezultatele simulării și validarea modelului matematic ………………………….. …………………….. 48
3. Studiul dinamic al procesului ………………………….. ………………………….. ………………………….. … 51
3.1 Efectul modificării temperaturii lichidului asupra absorbției ………………………….. ………. 51
3.2 Efectul modificării debitului de lichid asupra absorbției ………………………….. ……………… 54
PARTEA a III – a ………………………….. ………………………….. ………………………….. ………………………….. . 56
Concluzii ………………………….. ………………………….. ………………………….. ………………………….. ……….. 56
Nomenclatură ………………………….. ………………………….. ………………………….. ………………………….. … 57
Anexa A ………………………….. ………………………….. ………………………….. ………………………….. ………… 59
Bibliografie ………………………….. ………………………….. ………………………….. ………………………….. ……. 60

1
PARTEA I – a
1. Introducere

Creșterea gradului de dezvoltare al activităților umane și implicit a consumului a
determinat schimbări climatice tot mai pronunțate, începând cu sfârșit ul secolului al
XVIII -lea, odată cu debutul revoluți ei industial e.
Dacă înainte de această perioadă , concentrația dioxidului de carbon din atmosferă se
situa în jurul valorii de 280 𝑝𝑝𝑚, la ora actuală aceasta se apropie de 400 𝑝𝑝𝑚.
Generarea energiei electrice și termice se bazează în mare parte pe arderea
combustibililor fosili , de natură organic ă, care sunt surse de carbon. Pentru a nu modifica
în mod semnificativ ciclul carbonului în natură , dioxidul de carbon rezultat prin ardere
trebuie reintrodus în pământ.
Până la dezvoltarea tehnologiilor bazate pe surse regenerabile care să poată asigura
necesarul de energie al populației, se încearcă implementarea unor proiecte pentru
diminuarea emisiilor de gaze cu efect de seră, cum ar fi cele de captare și stocare (CCS).
În prezent, cea mai profitabilă tehnologie de captare, care poate fi aplicată cent ralelor
electrice deja existente fără modificări structurale, este post -combustia prin absorbție
chimică urmată de desorbție. Absorbția se poate realiza în soluții de alcanol amine,
amoniac, hidroxid de sodiu, carbonat de potasiu.
Pe viitor se dorește implementarea proiectelor CCS în industria cimentului și la
obținerea fontei , industrii care contribuie și ele la creșterea niv elului de gaze cu efect de
seră, dar pentru atingerea obiectivelor în ceea ce privește diminuarea încălzirii globale sunt
necesare investiții substanțiale.

1.1 Scopul și obiectivele lucrării
Lucrarea de față are ca scop studiul procesului de captare a dioxidului de car bon
utilizând soluție amoniacală , proiectarea unei coloane de absorbție la scară industrială, cu

2
circulație în contracurent, crearea unui model matematic dinamic și simularea procesului
de absorbție utilizând Matlab Simulink .
Printre obiective se numără :
 efectua rea unui studiu de literatură pentru evidențierea avantajelor utilizării
amonia cului ca și absorbant , față de alcanol amine;
 crearea unui model matematic care să descrie procesul studiat, model bazat pe
ecuații de transfer de masă și transfer termic , care vor fi ulterior implementate în
Matlab Simulink ;
 modelarea și simularea procesului de absorbție;
 validarea modelului cu ajutorul datelor publicate în literatură, date obținute în urma
funcționării unor insta lații pilot de captare ;
 evidențierea răspunsului dinamic al procesului – aplicarea unor perturbații de tip
treaptă ;
 dimensionarea unei coloane de absorbție la scară industrială.

1.2 Surse de CO 2
Dioxidul de carbon este un gaz cu caracter acid care provine atât din surse naturale
(activitate vulcanică, fermentație alcoolică , incendii de pădure ), cât și din surse antropice,
cum ar fi:
 sinteza amoniacului – din etapa de obținere a gazului de sinteză rezultă monoxid de
carbon care este convertit la dioxid de carbon și eliminat prin ab sorbție în soluții de
MEA, K2CO 3 sau NaOH;
 eliminarea deșeurilor chimice acide prin tratare cu soluții bazi ce;
 producția de fontă ;
 industria cimentului ;
 producția de energie termică și electrică, prin arderea combustibililor fosili ;

3
 industria de t ransport .

1.3 Importanța captării CO 2
Concentrația de CO 2 din atmoasferă crește anual, fapt care demonstrează necesitatea
dezvoltării proiectelor de captare și stocare (CCS), precum și o mai bună proiectare și
gestionare a tehnologiilor de fabricaț ie generatoare de gaze cu efect de seră.

Figura 1.3.1 Valorile concentrației CO 2 în funcție de an ( cu roșu – valorile medii lunare, cu negru – valorile medii
lunare obținute în urma aplicării unei corecții pentru sezon) [1]
Efectul de seră constă în absorbția radiației termice (radiație infraroșie) provenită de
la suprafața pământului de către o serie de gaze cum ar fi: H 2O, CO 2, CH 4, O 3, NO x.
Radiația absorbită este apoi emisă în toate direcțiile, o mare parte ajungând înapoi la
suprafața p lanetei, fenomen care determină încălzirea acesteia.
În mod eronat, s -a încetățenit ideea că prezența acestor gaze în atmosfera terestră,
așa-zisele gaze cu efect de seră, are doar un rol negativ. În realitate însă, aspectele negative
derivă doar din conce ntrația lor. Spre exemplu, cele două planete vecine Pământului,
Venus și Marte, a căror climat nu permite supraviețuirea, prezintă concentrații fie prea
mari, fie prea mici de gaze cu efect de seră. Retenția ridicată a radiației termice determină
temperatu ri de ordinul sutelor de grade celsius pe Venus, pe când disiparea energiei în
spațiul cosmic creează climate reci, cu temperaturi în jur de −140 ℃ pe Marte.

4
Prin urmare, efectul de seră este benefic, dar datorită acestuia și datorită creșterii
concentraț iei gazelor care îl determină, temperatura medie la suprafața Pământului crește
de la an la an.
Potrivit National Oceanic and Atmospheric Administration (NOAA), nivelul de
dioxid de carbon în luna iunie a anului 2012 era estimat la 392 ,76 𝑝𝑝𝑚, iar în iu nie 2013
acesta a crescut la 395 ,97 𝑝𝑝𝑚.
Arderea combustibililor fosili (petrol, cărbune, gaze naturale) pentru obținerea
energiei electrice și a energiei termice reprezintă 25% din emisiile globale de CO 2 și este
de așteptat ca această cifră să crească semnificativ în următorii 25 de ani [2]. Creștere a se
datorează folosirii în proporție de 81,1% a combustibililor fosili pentru generareea
necesarului de energie.

Figura 1.3.2 Surse de energie primară
O singură centrală pe cărbune de 1000 de MW produce 6 milioane de tone de CO 2 în
fiecare an, pe o durată medie de funcționare de 40 de ani [3].
Pe lângă rolul în încălzirea globală, CO 2 este responsabil de acidifierea oceanelor,
care constă în scăderea pH -ului apei datorită creșterii concentrației ionilor H+ rezultați în
urma reacție i dintre acidul carbonic și apă [4].
Dioxidul de carbo n poate fi captat și folosit la producția de uree (N 2H4CO), în
industria alimentară ( E 290 ) și la recuperarea țițeiului (EOR) [5].
CO 2 destinat industriei alimentare trebuie să fie de puritate avansată deoarece se
folosește la obținerea unor produse cum ar fi bauturile carbogazoase și în etapele de
ambalare și transport.
81,1 %13%5,9%
Combustibili fosili
Energie regenerabilă
Energie nucleară

5
2. Metode de captare a CO 2 – Studiu de
literatură

2.1 Metode de c aptare
 Pre-combustie
Această metodă de captare implică transformarea combustibililor fosili în gaz de
sinteză (amestec de monoxid de carbon și hidrogen) înainte de arderea hidrogenului pentru
generarea energiei electrice. Procesul are loc la temperaturi mai mari de 700 ℃, în
atmosferă insuficientă de oxigen.

Figura 2.1.1 Schema de operații pentru captarea pre-combustie
Dioxidul de carbon este separat prin absorbție chimică sau fizică, la fel ca și în cazul
post-combustiei, dar c aptarea pre -combustie presupune investiții și costuri de operare mari
și nu poate fi aplicată centralelor electrice existente. Separarea
componentelor
aerului Aer N2
O2
Gazeificare Combustibil
Zgură și
cenușă Eliminare
pulberi Pulberi de
cenușă
Transformare
CO → CO 2 Abur
Desulfurare Gips
Captare CO 2 H2 Generare
energie
electrică
Desorbție
CO 2 CO 2
Transport
și stocare Absorbant bogat în CO 2
Absorbant regenerat Comprimare

6
 Oxicombustie
Oxicombustia presupune arderea combustibililor fosili în oxigen. Prin această
metodă se obține un flux de gaze de evacua re bogat în dioxid de carbon, spre deosebire de
post-combustie, unde, pe lângă CO 2, mai rezultă vapori de apă , oxizi de azot și dioxid de
sulf, ceea ce îngreunează procesul de separare.

Figura 2.1.2 Schema de operații pentru captarea prin oxicombustie
În cazul oxicombustiei, dioxidul de carbon se separă prin condensarea apei, fără a fi
nevoie de o etapă de tratare anterioară absorbției, care să contribuie la creșterea costurilo r.
Dezavantajul acestei metode î l reprezintă consumul mare de energie pentru obținerea
oxigenului și, de asemenea, dificultatea integrării în centralele electrice existente.
 Post-combustie
Dintre toate tehnologiile de captare, post -combustia este cea mai dezvoltată și cea
mai ușor de integrat în orice tip de flux tehnologic din care rezultă gaze cu efect de seră. În
cazul centralelor electrice, captarea dioxidului de carbon are loc după etapa de ardere a
combustibililor fosili, procesul având la bază absorbția chimică a CO 2 în soluții de
alcanol amine, amoniac sau carbonați , urmată de desorbție și recircularea absorbantului .
Dezavantajele acestei tehnologii c onstă în posibila to xicitate a absorbantului ales,
complexitatea și costurile ridicate ale inst alației. Majoritatea absorbanților utilizați sunt
toxici, fapt pentru care se încearcă minimizarea concetrației acestora în fluxul de evacuare.
Aer Etapă de
separare a
aerului Condensare Combustie N2
O2 Combustibili
fosili
Energie H2O
CO 2 H2O
CO 2
Comprimare
Transport și
stocare

7

Figura 2.1.3 Schem ă de operații pentru captarea post – combustie
Figura 2. 1.3 prezintă schema simplificată a unui proces de captare a dioxidului de
carbon post -combustie , care poate să mai conțină o etapă de eliminare a SO 2 din gazele de
ardere, în funcție de int eracțiunea acestuia cu absorbantul ales.
 Arderea în ciclu chimic
Arderea în ciclu chimic este o metodă nouă de captare a dioxidului de carbon care
constă în transformarea combustibi lilor fosili folosind un material solid ca și purtător de
oxigen. Combustibilii fosili pot fi atât gazoși, cât și solizi, în primul caz purtătorul de
oxigen reacțio nează direct cu combustibilul , iar în al doilea , materialul solid intră în
contact cu amest ecul obținut în urma gazeificării combustibilului.
Componentul principal al procesului, purtătorul de oxigen este un oxid metalic, care
transferă oxigenul din aer combustibilului. Transformările au loc în două reactoare în strat
fluidizat, unul pentru aer și unul pentru combu stibil [6]. În reactorul al doilea are loc
reacția dintre combustibil și oxidul metalic, reacție prin care metalul este regenerat și Gaze de
ardere Spălare gaze
reziduale
Răcire
gaze Absorbție
chimică
Desorbție Soluție de spălare
Evacuare gaze
purificate [ ]g
[ ]l
Recuperare căldură Absorant
Regenerat [ ]g Condensare [ ]l Absorbant
Separare faze
Recirculare condens Comprimare CO 2
Transport și
stocare [ ]l

8
recirculat în proces. Amestecul gazos rezultat este format din CO 2 și H 2O, care pot fi
separate prin condensarea apei.

Figura 2.1.4 Sche ma procesului de ardere în ciclu chimic [7]
Această metodă rezolvă problema costurilor ridicate asociate obținerii oxigenului pur
necesar în cazul captării pre -combustie .
 Membrane moleculare
Această metodă de separare a dioxidului de carbon post-combustie, utilizând
membranele moleculare este de asemenea nouă și se află în curs de dezvoltare . Gazele de
arder e sunt separate utiliz ând o membrană care permite trecere a unui anumit tip de
molecule, î ntr-o incintă sub presiune.
Membranele moleculare pot fi folosite și în procesul de captare a dioxidului de
carbon cu amoniac răcit (CAP). În cazul utilizării soluții lor apoase, capacitatea calorică
ridicată a apei determină un consum mare de energie în etapa de regenerare a absorbantului
[8]. În consecință, se încearcă o concentrare a soluției rezultate în urma absorbției folosind
o membra nă care permite trecerea apei și a ionilor NH 4+ și OH-. Figura 2.1.4 prezintă
principiul de funcționare a l acestei membrane. Aer (N 2, O 2) Reactor
pentru aer Reactor
pentru
combustibil N2, O 2
Me xOy
Me xOy-1 CO 2, H 2O
Combustibil
(CnH2m)

9

Figura 2.1.5 Principiul de separare prin membrană [8]

2.2 Comprimare și t ransport
A doua etapă din cadrul unui proiect CCS o reprezintă comprimarea și transportul
dioxidului de carbon spre locul de stocare.
În cazul transportului prin conducte, de obicei de oțel, trebuie să se aibă în vedere
distanța până la locul de stocare și acțiunea corozivă atât a dioxidului de carbon, cât și a
apei. Pentru a contracar a aceste neajunsuri , înainte de a fi transportat, dioxidul de carbon
este supus unei serii de etape de comprimare, răcire și îndepărtare a apei.
Dacă nu este necesar transportul unei cantități mari de gaz, dioxidul de carbon este
comprimat, răcit și transp ortat în recipiente sub presiune .

2.3 Stocare
Dioxidul de carbon poate fi stocat în:
 zăcăminte epuizate de petrol și gaze naturale ;
 strat de cărbune neexploatabil ;
 acvifere saline ( formațiune geologică formată dintr -un strat poros de roci prin care
circulă apa).
Membrană Soluție bogată în CO 2
care merge la desorber Soluție recirculată în
procesul de absorbție
Soluție bogată în CO 2
din etapa de absorbție H2O H2O
NH 4+ NH 4+
CO 32-
HCO 3- OH- OH-
NH 3 (aq)
CO 2 (aq)

10
În industria extractivă, dioxidul de carbon se folosește pentru recuperarea țițeiului
din rezervoare a căror adâncime depășește 800 𝑚 [9]. Se recurge la această metodă dacă
țițeiul nu mai poate fi recuperat prin injecție de apă sau pe cale naturală, datorită presiunii
din rezervor. La aceste adâncimi, datorită presiunii și a temperaturii din interior, dioxidul
de carbon este un fluid supercritic care ocupă un volum mai mic decât la suprafață , făcând
posibilă stocarea unei cantități mai mari .

Figura 2.3.1 Diagrama de faze pentru CO 2
EOR prezintă două avantaje majore:
 mărirea productivității platformelor petroliere ;
 depozitarea CO 2 în formațiuni geologice .

Figu ra 2.3.2 Recuperarea țițeiului cu ajutorul dioxidului de carbon [9]
1 10 102 103 104
200 250 300 350 400 Presiune [bar]
Temperatur ă [K] Solid
Lichid Fluid
Supercritic
Gaz punct critic
punct triplu

11
Pentru stocarea în acvifere saline, este necesară găsirea unei locații unde, deasupra
stratului de roci permeabile să se afle un strat de roci impermeabile (argilă sau sare), care
să impiedice migrarea dioxidului de carbon datorită diferenței de densitate.
Migrarea poate fi oprită și dacă dioxidul de carbon vine în contact cu un strat a cărui
porozitate nu permite trecere a moleculelor acestuia. CO 2 este de asemenea stocat prin
dizolvare în soluția de saramură din interiorul acviferului sau prin mineralizare (reacția cu
mineralele constituente ale rocii).
Straturile de cărbune neexploatabil au capacitatea de a absorbi dioxidul de carbon
eliberând metanul care poate fi recuperat și valorificat ulterior.

2.4 Proiecte CCS
Un proiect CCS constă în captarea CO 2 de la surse punctiforme mari, comprimarea și
transportul acestuia în stare de fluid supercritic și sto carea subterană, pe termen lung [10].
Costul total al unui proiect de captare și stocare variază între −3 și 106 €/𝑡𝑜𝑛ă de CO 2,
cel negativ datorându -se utilizării CO 2 pentru recuperarea țițeiului . Costul de captare are
ponderea cea mai mare, cu valori între 24 și 52 €/𝑡𝑜𝑛ă de CO 2, iar costurile de transport
sunt cuprinse între 1 și 6 €/𝑡𝑜𝑛ă de CO 2/100 𝑘𝑚 de conducte și depind de dimensiunile
conductelor (lungime și lățime) și de presiunea g azului [11].
Proiecte la scară industrială:
 Primul proiect la scară industrială, proiectul Sleipner, început în 1996 captează
dioxidul de carbon din gazele naturale cu ajutorul alcanol aminelor și îl stochează
într-un acvifer salin aflat la adâncimi de peste 700 𝑚 sub fundul Mării Nordului.
 Dioxidul de carbon rezultat din procese industriale a fost folosit încă din 1986 la
recuperarea țițeiului din câmpul petrolier Rangely , Colorado, SUA, iar începând cu
anul 2000 s-a implementat un proiect CCS și în Weyburn , Canada [12]. Dioxidul
de carbon stocat la Weyburn este rezultatul procesului de obținere a gazului metan
din cărbune.
 Proiectul Snøhvit din Marea Barents stochează CO 2 din gaze natu rale la adâncimi
de peste 2400 𝑚 sub fundul mării.

12
 Proiectul Salah din Algeria captează dioxidul de carbon rezultat din gazele naturale
și îl stochează în formațiuni geologice aflate la adâncimi mai mari de 1700 𝑚 în
deșertul Sahara.
Datorită adoptării p achetul ui legislativ „ Energie – Schimbări Climatice ”, România
s-a angajat să reducă, până în 2020 , cu cel puțin 20% emisiile de gaze cu efect de seră , să
crească, în ac elași interval de timp, cu 20% ponde rea energiilor regenerabile în totalul
consumului energetic și să crească eficiența energetică cu 20% [13].
În acest sens, a fost creat proiectul „ GETICA CCS” , cu sprijinul Guvernului
României și a Global CCS Institute, Australia, proiect care își propune stocarea a 1,5 mil
tone CO 2/an de la Complexul Energetic Turceni, responsabil pentru cca. 40% (24,5 mil.
tone CO 2 /an) din totalul emisiilor de CO 2 la nivel național .
Dioxidul de carbon va fi captat prin absorbție în amoniac răcit (CAP) , transport at
prin conducte subterane și stocat în acvifere saline, la o adâncime de peste 800 𝑚. Procesul
cu amoniac răcit (CAP), dezvoltat de compania Alstom , presupune absorbția chimică a
dioxidului de carbon la temperaturi scăzute ( 0 – 10 ℃), fapt care permite p recipitarea
carbonatului de amoniu, contribuind la concentrații crescute de dioxid de carbon î n soluția
iesită de la absobție [14].
Instalația va funcționa începând cu anul 2017 . Valoare proiectului este estimată la 1
miliard de euro .

13
3. Analiza desfășurării procesului de
captare a CO 2

Absorbția chimică este o metodă de separare și purificare a unui amestec gazo s prin
dizolvare într -un absorbant selectiv adecvat, urmată de reacție chimică. Amestecul gazos
rezultat în urma arderii combustibililor fosili conține în principal gaze acide, cum ar fi:
CO 2, SO 2, NO x, care sunt captate cu ajutorul unor soluții bazice de alcanol amine sau
amoniac.
Operația de recuperare a gazelor absorbite în vederea stocării pentru a preîntâmpina
efectele negative asupra mediului se numește desorbție și se realizează prin încălzirea
soluției rezultate de la absorbție.
Alegerea absorbantului se face în așa fel încât consumul de energie să fie minim, iar
randamentul pr ocesului de absorbție să fie ridicat , fapt pentru care se încearcă îndeplinirea
simultană a cât mai multor criterii, dintre care:
 selectivitate și capacitate de absorbție ridicată a absorbantului ;
 solubilitatea gazului în absorbantul ales trebuie să fie ridicată pentr u a minimiza
consumul de absorbant și pentru a crește cantitatea de substanță absorbită ;
 vâscozitate redusă a absorbantului (vâscozitatea ridicată încetinește transfrul de
masă) ;
 viteză de reacție mare (scade suprafața necesară de contact între cele două faze) ;
 căldură de absorbție mică pentru diminuare a consumului energetic în e tapa de
recuperare a absor bantului ;
 rezistență sporită a absorbantului la degradarea termică și oxidativă ;
 prețul absorbantului ;

14
 grad de toxicit ate și volatilitate scăzut ă a absorbantului (pentru a preîntâmpina
efectele nocive asupra mediului) .

3.1 Justificarea alegerii p roces ului de captare cu amoniac
Datorită dezavantajelor asociate folosirii alcanol aminelor ca și absorbanți , cum ar fi
degradare a termică, potențialul de coroziune crescut (coroziunea poate fi evitată prin
adăugarea unor inhibitori de coroziune, fapt care duce la creșterea costurilor procesului) și
necesar ul de energie ridicat în etapa de regenerare , s-a încercat găsirea unor absor banți care
să îmbunătățească procesul de captare a dioxidului de carbon. În acest sens, procese le
bazate pe fol osirea amoniacului ca și absorbant se află în curs de dezvoltare .
Alegerea amoniacului în defavoarea alcanol aminelor se face pe baza următoarelor
considerente:
 costurile aferente etapei de regenerare a absorbantului sunt micșorate datorită
necesarului de căldură mai scăzut al amoniacului față de alcanol amine ;
 se reduce necesarul de energie la comprimarea dioxidului de c arbon captat datorită
desfășurării etapei de desorbție la presiuni ridicate ;
 procesul care utilizează MEA necesită îndepărtarea SO 2 din gazele reziduale
deoarece amina se degradează ireversibil în prezența dioxidului de sulf și a
oxigenului [15];
 amoniacul are capacitatea de a îndepărta și alte gaze acide, cum ar fi SO 2, NO x,
HCl, HF;
 gradul de încărcare în dioxid de carbon poate ajunge până la 1 𝑘𝑔 𝐶𝑂2/𝑘𝑔 𝑁𝐻3,
reducându -se astfel consumul de absorbant [16];
 coroziune redusă și cost scăzut al amoniacului.
Un dezavantaj al procesului cu amoniac î l reprezintă pierderea de absorbant prin
volatilizare. Acest neajuns poate fi compensat prin reducerea concentrației soluției
amoniacale sau prin adăugarea unor a ditivi, cum ar fi alcanolamine , hidroxid de sodiu,

15
hidroxid de potasiu sau alte lichide ionice care să minimizeze pierderile și să nu afecteze
sau să îmbunătățească absorbția CO 2 [16].
În cazul de față, pierderea de amoniac nu poate fi controlată prin reducerea
temperaturii deoarece pot avea loc procese de precipitare a unor săruri care se depun pe
suprafața corpurilor de umplere a coloanei și îngreunează curgerea celor două fluide.
Eficiența absorbției scade prin creearea unor canale preferențiale de curgere.

3.2 Chimismul procesului de absorbție
Studiul chimismului procesului de absorbție și stabilirea vitezei de reacție este un
factor cheie în determinarea suprafeței de contact dintre f aze și, implicit a dimensiunilor
absorberului. Odată cu creșterea vitezei de reacție scade suprafața necesară de contact între
cele două faze, fapt care duce la diminuarea costurilor de construcție. Procesele de
absorbție chimică au la bază reacția reversi bilă dintre dioxidul de carbon și amoniac.
Procesele de echilibru care pot avea loc în sistemul CO 2 – NH 3 – H2O sunt:
 Reacțiile în faza lichidă :
𝐶𝑂2+ 𝐻2𝑂 ⇌ 𝐻𝐶𝑂3−+ 𝐻+ (R 1)
𝐶𝑂2 + 𝑁𝐻3 ⇌ 𝑁𝐻2𝐶𝑂𝑂−+ 𝐻+ (R 2)
𝑁𝐻2𝐶𝑂𝑂−+ 𝐻2𝑂 ⇌𝑁𝐻3+ 𝐻𝐶𝑂3− (R 3)
𝑁𝐻3+ 𝐻+ ⇌ 𝑁𝐻4+ (R 4)
𝐶𝑂32−+ 𝐻+ ⇌ 𝐻𝐶𝑂3− (R 5)
2𝐻2𝑂 ⇌ 𝐻3𝑂+ + 𝑂𝐻− (R 6)
 Echilibru lichid – vapori:
𝐶𝑂2 𝑔 ⇌ 𝐶𝑂2 𝑎𝑞 (R 7)
𝑁𝐻4𝑂𝐻 𝑙 ⇌ 𝑁𝐻3 𝑔 + 𝐻2𝑂 (𝑙) (R 8)
𝐻2𝑂 𝑙 ⇌ 𝐻2𝑂 𝑔 (R 9)

16
 Echilibru lichid – solid:
𝑁𝐻4++ 𝐻𝐶𝑂3− ⇌ 𝑁𝐻4𝐻𝐶𝑂3 𝑠 (R 10)
𝑁𝐻4++𝑁𝐻2𝐶𝑂𝑂− ⇌𝑁𝐻2𝐶𝑂𝑂𝑁𝐻4 𝑠 (R 11)
2𝑁𝐻4++𝐶𝑂32−+𝐻2𝑂 ⇌ 𝑁𝐻4 2𝐶𝑂3∙𝐻2𝑂 𝑠 (R 12)
𝐻2𝑂 𝑙 ⇌ 𝐻2𝑂 𝑠 (R 13)
4𝑁𝐻4++ 𝐶𝑂32−+ 2𝐻𝐶𝑂3− ⇌ 𝑁𝐻4 2𝐶𝑂3∙2𝑁𝐻4𝐻𝐶𝑂3 𝑠 (R 14)
Având în vedere complexitatea mecanismului și numărul mare de reacții posibile,
pentru determinarea constantei de reacție 𝑘 se ia în considerare următoarea reacție globală
(de ordinul doi, ireversibilă):
𝑁𝐻3+ 𝐶𝑂2+ 𝐻2𝑂 ⇒ 𝑁𝐻4𝐻𝐶𝑂3 (R 15)
Viteza de reacție poate fi scrisă astfel:
𝑁𝑅=𝑘∙𝐶𝑁𝐻3,𝑙∙𝐶𝐶𝑂2,𝑙 E 3.2.1
Constanta de reacție 𝑘 se determină pe baza ecuației lui Arrhenius :
𝑘=𝐴∙𝑒−𝐸𝑎(𝑅∙𝑇) E 3.2.2
Factorul pre -exponențial 𝐴 și energia de activare 𝐸𝑎 se gasesc în literatura de
specialitate:
𝑬𝒂 𝒌𝑱/𝒎𝒐𝒍 𝑨 𝒅𝒎𝟑/ 𝒎𝒐𝒍∙𝒔 Referință
26,73 2,4∙105 [17]
15,36 11,08 [18]
65,74 1,11∙1012 [19]
Tabel 3.2.1 Factorul pre -exponențial și energia de activare [20]

În figura 3.2.1 este prezentată diagrama de faze pentru sistemul CO 2 – NH 3 – H2O
unde sunt evidențiat e substanțele care se pot forma în funcție de temperatură și raportul
molar CO 2/NH 3.

17

Figura 3.2.1 Diagrama de faze pentru sistemul CO 2 – NH 3 – H2O (datele sunt obținute atât experimental, cât și prin
modelare) [21]
Dioxidul de carbon reacționează cu amoniacul formând carbamat (R2), care poate
hidroliza conform (R3) sau cu apa formând bicarbonat (R1). Dacă raportul molar CO 2/NH 3
(gradul de încărcarea în CO 2) este mare, specia dominantă este bicarbonatul, echilibrul
deplasându -se spre formare de carbamat în cazul unui grad de încăr care scăzut în dioxid de
carbon [2].
În funcție de temperatura la care se desfășoară procesul, absorbția dioxidului de
carbon poate avea loc cu sau fără apariția unei faze solide datorită solubilității sărurilor
formate .

Figura 3.2.2 Influența temperaturii asupra absorbției [21]
Solubilităț ile sărurilor (la 20 ℃) sunt: 320 𝑔/𝑙 pentru carbonat, 790 𝑔/𝑙 pentru
carbamat și 220 𝑔/𝑙 pentru bicarbonat. Pe baza acestor date se poate concluziona că
TEMPERATUR Ă
𝟎−𝟏𝟎 ℃ 𝟏𝟓−𝟒𝟎 ℃
Desolubilizarea Sărurilor Formate Sărurile formate rămân în
soluție

18
bicarbonatul de amoniu are solu bilitatea cea mai mică și se poate re găsi preponderent în
fază solidă dacă procesul este condus la temperaturi cuprinse între 0−10 ℃.

Procesul de absorbție al dioxidului de carbon în soluție amoniacală este un proces de
tipul 𝐷𝐼𝑍𝑂𝐿𝑉𝐴𝑅𝐸−𝑅𝐸𝐴𝐶Ț𝐼𝐸 𝐶𝐻𝐼𝑀𝐼𝐶Ă .
Chimismul procesului :
𝑁𝐻3+ 𝐶𝑂2+ 𝐻2𝑂 ⇒ 𝑁𝐻4𝐻𝐶𝑂3 (R 16)
Ecuația caracteristică :
𝐶𝑂2+𝐴′′ 𝑔 + 𝑁𝐻3+𝐻2𝑂 𝑙 ⇒ 𝐴′′ 𝑔+ 𝐻2𝑂+𝑁𝐻4𝐻𝐶𝑂3+𝐵′′ 𝑙 E 3.2.3
Unde:
𝐴′′− se referă la aerul care însoțește dioxidul de carbon
𝐵′′− se referă la carbamatul și carbonatul de amoniu care se pot forma din reacție și care
se pot transforma în bicarbonat de amoniu după cum urmează:
2𝑁𝐻3+ 𝐶𝑂2 + 𝐻2𝑂 ⇌ 𝑁𝐻2𝐶𝑂𝑂−+ 𝑁𝐻4+ (R 17)
𝑁𝐻2𝐶𝑂𝑂−+ 𝑁𝐻4++ 2𝐻2𝑂 ⇌ 𝑁𝐻4𝐻𝐶𝑂3+ 𝑁𝐻3+𝐻2𝑂 (R 18)
(la un 𝑝𝐻≅8 are loc transformarea completă a carbamatului în bicarbonat [22])
𝑁𝐻4 2𝐶𝑂3+ 𝐶𝑂2 𝑔 + 𝐻2𝑂 ⇌2𝑁𝐻4𝐻𝐶𝑂3 (R 19)
(dacă raportul molar CO 2/NH 3 – gradul de încărcare în CO 2 – este mare )
Structura procesului :

Figura 3.2.3 𝑇𝐶𝑂2, 𝑔 𝐷𝑖𝑧𝐶𝑂2 𝑇𝐶𝑂2, 𝑙
𝑇𝑁𝐻3, 𝑙 𝑎.𝑚. 𝑟.𝑐𝑕.
𝑇𝑁𝐻4𝐻𝐶𝑂3, 𝑙

19
Absorbția se desfășoară prin intermediul următoarelor procese macroscopice
elementare:
 transferul CO 2 prin faza gazoasă spre suprafața de contact a celor două faze;
 dizolvarea CO 2 la suprafața de contact;
 transferul CO 2 prin faza lichidă;
 transferul amoniacului prin faza lichidă;
 realizarea amestecului molecular;
 reacția chimică;
 transferul bicarbonatului de amoniu prin faza lichidă.
Având în vedere că dioxidul de carbon trece d in fază gazoasă în fază lichidă prin
formarea carbamatului de amoniu conform (R17) și (R18) și nu prin simplă dizolvare,
structura procesului poate fi scrisă astfel:

Figura 3.2.4
Deoarece procesul studiat se desfășoară într -un absorber cu umplutură se alege a
doua variantă a tehnologiei de captare cu amoniac , fără desolubilizarea sărurilor .
Studiul termodinamic al absorbției va ține cont de echilibrul celor două procese
principale, dizolvarea, respectiv reacția chimic ă, ambele având loc cu degajare de căldură.
Modelul macrocinetic de desfășurare a procesului este influențat de viteza reacției
chimic e și de viteza proceselor implicate în formarea amestecului molecular. Dacă viteza
reacției chimice este mică, amestecul molecular se formează în întreg volumul de reacți e,
procesul fiind descris de un model macrocinetic reacție chimică. 𝑇𝐶𝑂2, 𝑔
𝑇𝑁𝐻4𝑂𝐻, 𝑙 𝑎.𝑚.
𝑅8 𝐷𝑒𝑠𝑁𝐻3 𝑇𝑁𝐻3, 𝑔 𝑅2
𝐷𝑖𝑧𝑁𝐻2𝐶𝑂𝑂𝐻 𝑇𝑁𝐻2𝐶𝑂𝑂𝐻, 𝑙 𝑅3 𝑇𝑁𝐻4𝐻𝐶𝑂3, 𝑙

20
Dacă viteza reacți ei chimice este mare, amestecul molecular nu se mai formează în
întreg volumul , iar modelul macrocinetic este influențat de viteza proceselor la care
participă dioxidul de carbon și amoniacul. În acest caz sunt posibile următoarele modele
macrocinetice:
 model macrocinetic de transfer al CO 2 prin faza gazoasă;
 model macrocinetic de dizolvare a CO 2;
 model macrocinetic combinat.

3.3 Modelarea procesului
Absorbția dioxidului de carbon în soluție amoniacală poate fi descrisă prin
intermediul a doua procese: difuzia CO 2 prin faza gazoasă și prin interfața gaz -lichid
urmată de r eacția chimică în faza lichidă.
Modelarea matematică va ține cont de aceste procese, precum și de existența
transportului prin convecție în cel e două faze de volum și de variația temperaturii de -a
lungul absorberului.
Modele le care descriu astfel de fenomene de absorbție sunt complexe și au la bază un
aparat matematic elaborat, pentru rezolvarea căruia sunt necesare următoarele ipoteze
simplificatoare:
 fazele de volum sunt zone convective în care cele două fluide sunt amestecat e
perfect;
 curgerea fluidelor este de tip piston (parametri constanți pe secțiunea radială a
absor berului);
 vitezele de circulație ale celor două faze sunt constante;
 reacția chimică are loc doar în faza lichidă;
 căderea de presiune de -a lungul absorberulu i este neglijabilă;
 solubilitatea dioxidului de carbon în faza lichidă respectă legea lui Henry .

21
3.3.1 Modele de transfer de masă
Procesele chimice de dizolvare a unui gaz într -un lichid au ca scop fie purificarea
gazelor reziduale (eliminarea CO 2 din gazul de sinteză), fie recuperarea unor compuși
valoroși sau obținerea unor produși (obținerea acizilor din anhidride).
Fără a lua în considerare reacția chimică, absorbția unui component al unui amestec
gazos într-o soluție are loc prin intermediul a trei fenomene :
 transferul componentului din faza gazoasă spre interfața gaz – lichid;
 dizolvarea componentului la interfață;
 transferul componentului de la interfața gaz – lichid în volumul fazei lichide.
Dacă se presupune că, după dizolvarea la interfața gaz – lichid, componentul gazos
transferat reacționează cu un component al soluției, viteza procesului de absorbție este
influențată de reacția chimică, prin intermediul factorului de accelerare.
Pentru a putea explica mecanismul de transfer de masă și pe ntru a descrie condițiile
la interfața gaz – lichid au fost propuse următoarele modele de transfer de masă:
 Modelul celor două filme (Withman)
Modelul lui Withman presupune formarea unui strat limită de -o parte și de alta a
interfeței care este plană și nu opune rezistență la transferul de masă . Acest strat limită,
format din pelicula de gaz și cea de lichid, este stangnant și concentrează întreaga
rezistență la transferul de masă.
La interfață se consideră că s -a atins echilibrul termodinamic, descris de l egea lui
Henry:
𝐶𝐴 (𝑔)𝑖=𝑘𝐻𝐴∙𝐶𝐴 (𝑙)𝑖 E 3.3.1 .1
Transferul unui component prin cele două filme se realizează prin difuzie
moleculară , în regim staționar, conform ecuației:
𝜕𝐶𝐴
𝜕𝑡=𝐷𝐴𝐵∙𝜕2𝐶𝐴
𝜕𝑥2 ⇒ 𝐷𝐴𝐵∙𝜕2𝐶𝐴
𝜕𝑥2=0 E 3.3.1 .2

22
În volumul celor două faze, unde transferul de masă se realizează prin difuzie
convectivă de turbulentă, concentraț ia componentului 𝐴 se consideră constantă pe direcția
x datorită amestecării perfecte.

Figura 3.3.1 .1 Profilul co ncentrației componentului A care se transferă din faza gazoasă în faza lichidă
Prin rezolvarea modelului se obțin următoarele e xpresii pentru fluxul transferat
dintr -o fază în alta , pe unitatea de suprafață :
𝑁𝐴=𝐾𝑔∙ 𝐶𝐴 (𝑔)−𝐶𝐴 (𝑔)𝑒 E 3.3.1 .3
𝑁𝐴=𝐾𝑙∙ 𝐶𝐴 (𝑙)𝑒−𝐶𝐴 (𝑙) E 3.3.1 .4
Concentrațiile de echilibru se pot determina din legea lui Henry, care presupune
atingerea echilibrului la interfață.
Acest model este cel mai frecvent utilizat pentru determinarea ecuațiilor
coeficienților de transfer de masă datorită simplității calculelor dar, s -a demonstrat
experimental că dependența grosimii stratului de difuzie de coeficientul de difuzie nu este
una liniară, ci exponențială.

CA
x
Interfa ță δg δl
𝐶𝐴 (𝑔)
𝐶𝐴 (𝑙) 𝐶𝐴 (𝑔)𝑖
𝐶𝐴 (𝑙)𝑖 Gaz Lichid
Film de
Gaz Film de
Lichid

23
 Modelul penetrației (Higbie – Danckw erts)
Modelul penetrației exclude ipoteza stratulu i limită stagnant și introduce ideea
reînoirii interfeței prin contactarea unor elemente mici de lichid cu faza gazoasă un anumit
timp, numit timp de contact (𝜏𝑐) și revenirea acestora în faza de volum a lichidului.
Transferul de masă are loc tot prin di fuzie, dar în regim nestaționar [23].
𝜕𝐶𝐴
𝜕𝑡=𝐷𝐴𝐵∙𝜕2𝐶𝐴
𝜕𝑥2 E 3.3.1 .5
Deși modelul penetrației exprimă o dependență mai bună a coeficientului parțial de
transfer de masă de coeficientul de difuzie, acesta introduce, de asemenea, o mărime
nemăsurabilă ( 𝜏𝑐). Pe langă imposibilitatea determinării acestei mărimi , este de asemenea
greu de acceptat că toate elementele de lichid au același timp de contact.
𝑘𝑙0=2∙ 𝐷𝐴𝐵
𝜋∙𝜏𝑐 E 3.3.1 .6
Danckwerts a îmbunătățit modelul lui Higbie prin renunțarea la ipoteza timpilor de
contact identici și prin introducerea conceptului de distribuție a duratelor de staționare,
conform căruia interfața se reî nnoiește doar parțial [24].
Prin rezolvarea modelului rezultă următoarea ecuație pentru coeficientul parțial de
transfer de masă (pentru faza lichidă):
𝑘𝑙0= 𝑠∙𝐷𝐴𝐵 E 3.3.1 .7
În expresia de mai sus, 𝑠 reprezintă viteza de reî nnoire a suprafeței . Dacă 𝑠=
4 𝜋∙𝜏𝑐 , modelul se reduce la cel propus de Higbie.
 Modelul combinat (Too r – Marchello)
Modelul film – penetrație reunește sub o formă generalizată teoria celor două filme și
teoria reînnoirii interfeței , care sunt considerate a fi cazuri limită.
Elementele de lichid care vin în contact cu faza gazoasă și care au timpi mici de
contact respectă teoria penetrației, iar elementele care au timpi mari de contact sunt
descrise de modelul celor două filme.

24
Modelul combinat este un model de transfer mai sofisticat care prezintă o dependență
a lui 𝑘𝑙0 de 𝐷𝐴𝐵 la o putere 𝑛, a cărui valoare se situează între 0,5−1 [23].

3.3.2 Modelul matematic al procesului de absorbție
Înainte de proiectarea la scară industrială a unei coloane de absorbție a dioxidului de
carbon în soluție amoniacală este necesară stabilirea condițiilor optime de operare pentru
minimizarea costurilor de construcție și funcționare a instalației concomitent cu obținerea
unui randament cât mai ridicat al absorbției.
În acest sens, se alcătuiește un model matematic al unei coloane de absorbție cu
circulația fazelor în contrac urent pornind de la ecuații de bilanț de masă și bilanț termic
pentru un element de volum 𝑑𝑉 și respectând condițiile impuse de modelul celor două
filme .

Figura 3.3.2 .1 Transferul de masă într-un element de volum 𝒅𝑽

 Ecuații de bilanț de masă
𝜕𝐹𝑙
𝜕𝑡= −𝑣𝑙∙𝜕𝐹𝑙
𝜕𝑧+ 𝑆∙𝑎𝑒∙𝑣𝑙
𝜌𝑙∙𝑀𝐶𝑂2∙𝑁𝐶𝑂2− 𝑆∙𝑎𝑒∙𝑣𝑙
𝜌𝑙∙𝑀𝐻2𝑂∙𝑁𝐻2𝑂− 𝑆∙𝑎𝑒∙𝑣𝑙
𝜌𝑙∙𝑀𝑁𝐻3∙𝑁𝑁𝐻3
E 3.3.2 .1 z z + dz Gaz Lichid
𝑦𝐶𝑂2 𝑧 𝑦𝐻2𝑂 (𝑧) 𝐹𝑔 (𝑧) 𝑇𝑔 (𝑧)
𝑦𝐶𝑂2 𝑧+𝑑𝑧
𝑦𝐻2𝑂 (𝑧+𝑑𝑧) 𝐹𝑔 (𝑧) 𝑇𝑔 (𝑧)
𝑥𝐶𝑂2 𝑧+𝑑𝑧
𝑥𝑁𝐻3 (𝑧+𝑑𝑧) 𝐹𝑙 (𝑧+𝑑𝑧)
𝑇𝑙 (𝑧+𝑑𝑧)

𝑥𝐶𝑂2 𝑧 𝑥𝑁𝐻3 (𝑧) 𝐹𝑙 (𝑧) 𝑇𝑙 (𝑧)
𝑁𝐶𝑂2

𝑁𝐻2𝑂
𝑁𝑁𝐻3

25
𝜕𝐹𝑔
𝜕𝑡= −𝑣𝑔∙𝜕𝐹𝑔
𝜕𝑧− 𝑆∙𝑎𝑒∙𝑣𝑔
𝜌𝑔∙𝑀𝐶𝑂2∙𝑁𝐶𝑂2+𝑆∙𝑎𝑒∙𝑣𝑔
𝜌𝑔∙𝑀𝐻2𝑂∙𝑁𝐻2𝑂+𝑆∙𝑎𝑒∙𝑣𝑙
𝜌𝑙∙𝑀𝑁𝐻3∙𝑁𝑁𝐻3
E 3.3.2 .2
𝜕𝐶𝑁𝐻3,𝑙
𝜕𝑡= −𝑣𝑙∙𝜕𝐶𝑁𝐻3,𝑙
𝜕𝑧− 𝑁𝑅 E 3.3.2 .3
𝜕𝐶𝐶𝑂2,𝑙
𝜕𝑡= −𝑣𝑙∙𝜕𝐶𝐶𝑂2,𝑙
𝜕𝑧− 𝑁𝑅+ 𝑁𝐶𝑂2∙𝑎𝑒 E 3.3.2 .4
𝜕𝐶𝐶𝑂2,𝑔
𝜕𝑡= −𝑣𝑔∙𝜕𝐶𝐶𝑂2,𝑔
𝜕𝑧− 𝑁𝐶𝑂2∙𝑎𝑒 E 3.3.2 .5
𝜕𝐶𝐻2𝑂,𝑔
𝜕𝑡=−𝑣𝑔∙𝜕𝐶𝐻2𝑂,𝑔
𝜕𝑧−𝑁𝐻2𝑂∙𝑎𝑒 E 3.3.2 .6
𝜕𝐶𝑁𝐻3,𝑔
𝜕𝑡=−𝑣𝑔∙ 𝜕𝐶𝑁𝐻3,𝑔
𝜕𝑧− 𝑁𝑁𝐻3∙𝑎𝑒 E 3.3.2 .7
 Ecuații de bilanț termic
𝜕𝑇𝑙
𝜕𝑡 = −𝑣𝑙∙𝜕𝑇𝑙
𝜕𝑧 − 𝛥𝐻𝑟
𝜌𝑙∙𝐶𝑝𝑙∙𝑁𝑅 + 𝐾𝑡∙𝑎𝑒
𝜌𝑙∙𝐶𝑝𝑙∙ 𝑇𝑔−𝑇𝑙 − 𝑎𝑒∙ 𝑁𝐻2𝑂∙∆𝑣𝐻
𝜌𝑙∙𝐶𝑝𝑙+ 𝑁𝑁𝐻3∙∆𝑣𝐻
𝜌𝑙∙𝐶𝑝𝑙
E 3.3.2 .8
𝜕𝑇𝑔
𝜕𝑡=−𝑣𝑔∙𝜕𝑇𝑔
𝜕𝑧−𝐾𝑡∙𝑎𝑒
𝜌𝑔∙𝐶𝑝𝑔∙ 𝑇𝑔−𝑇𝑙 E 3.3.2 .9
 Termenul de transfer de masă 𝑵𝑪𝑶𝟐
𝑁𝐶𝑂2=𝐾𝑔∙ 𝐶𝐶𝑂2,𝑔−𝐶𝐶𝑂2,𝑔𝑒 =𝐾𝑙∙ 𝐶𝐶𝑂2,𝑙𝑒−𝐶𝐶𝑂2,𝑙 E 3.3.2 .10
𝐶𝐶𝑂2,𝑔𝑒=𝑘𝐻𝐴∙𝐶𝐶𝑂2,𝑙 E 3.3.2.11
𝐶𝐶𝑂2,𝑙𝑒=𝐶𝐶𝑂2,𝑔
𝑘𝐻𝐴 E 3.3.2 .12
 Volatilizarea apei și a amoniacului
𝑁𝐻2𝑂= 𝑘𝑤∙ 𝑝𝐻2𝑂𝑣−𝑝𝐻2𝑂𝑒 E 3.3.2 .13
𝑁𝑁𝐻3=𝑘𝑁𝐻3∙ 𝑝𝑁𝐻3𝑣−𝑝𝑁𝐻3𝑒 E 3.3.2 .14

26
 Date necesare întocmirii modelului matematic
Parametru Referință
𝐷𝑐 – Diametrul coloanei de absorbție 0,6 [𝑚] [25]
𝑕𝑢− Înălțimea umpluturii 7,8 [𝑚] [25]
𝑎 – Suprafața specifică umpluturii (inele
Pall metalice cu diametrul de 25 𝑚𝑚) 207 𝑚2
𝑚3 [25]
𝜀 – Volumul liber al umpluturii (inele Pall
metalice cu diametrul de 25 𝑚𝑚) 0,94 𝑚3
𝑚3 [25]
𝐶𝐿,𝐶𝑣,𝐶𝑕 – Constante specifice umpluturii 𝐶𝑕=0,719
𝐶𝐿=1,440
𝐶𝑣=0,336 [26]
𝑝 – presiunea din absorber 101 [𝑘𝑃𝑎] [27]
𝑇𝑙 – Temperatura fazei gazoase 25 ℃ [25]
𝑇𝑔 – Temperatura fazei lichide 15 ℃ [25]
𝐹𝑙 – Debit volumetric al fazei lichide 1,167∙10−3 𝑚3
𝑠 67 𝐿
𝑚𝑖𝑛 [25]
𝐹𝑔 – Debit volumetric al fazei gazoase 1,865∙10−4 𝑚3
𝑠 660 𝑘𝑔
𝑕 [25]
Compoziția amestecului gazos
CO 2
H2O
O2
N2 [%𝑣𝑜𝑙.]
10
4
8
78 [25]
𝐶𝐵0− Concentrația inițială a soluției
amoniacale 2,89 𝑘𝑚𝑜𝑙
𝑚3 5 % [25]
Concentrația dioxidului de carbon în
amestecul gazos inițial 0,0045 𝑘𝑚𝑜𝑙
𝑚3 [25]
Tabel 3.3.2 .1
 Parametri i fizico – chimici ai celor două faze
Parametru Referință
𝜌𝑔 – Densitatea
amestecului gazos 𝜌𝑎𝑚= 𝑦1∙𝜌1+ 𝑦2∙𝜌2+⋯
𝑦1,𝑦2− fracții volumice ale componenților amestecului [28]

27
𝑘𝑔
𝑚3 𝜌1,𝜌2− densitățile corespunzătoare ale componenților
𝜌𝑙 − Densitatea
soluției amoniacale
𝑘𝑔
𝑚3 𝜌𝑙 =2,45∙𝐶𝐵0+919 ,13∙𝑒 24,23
𝑇𝑙 [29]
𝜂𝑔 −
Vâscozitate a
dinamică a
amestecului gazos
[𝑃𝑎∙𝑠] 𝜂𝑡= 𝜂0∙273 +𝐶
𝑇+𝐶∙ 𝑇
273 3/2

𝜂0 – vâscozitatea la 0 ℃
𝐶 − constanta lui Sutherland
𝜂𝑡 – vâscozitatea gazului la o anumită temperatură
𝑀𝑎𝑚
𝜂𝑎𝑚= 𝑦1∙𝑀1
𝜂1+𝑦2∙𝑀2
𝜂2+⋯
𝑀𝑎𝑚,𝑀1,𝑀2 – mase molare
𝜂𝑎𝑚,𝜂1,𝜂2− vâscozitatea amestecului și a
componenților [28]
𝜂𝑙 −
Vâscozitatea
dinamică a soluției
amoniacale
[𝑃𝑎∙𝑠]
𝜂𝑙= 0,67+0,78∙𝑥𝑁𝐻3 ∙10−6∙𝑒 17900
𝑅∙𝑇

𝑥𝑁𝐻3 – fracția molară a amoniacului în so luție [30]
𝜂𝐻2𝑂−
Vâscozitatea
dinamică a apei
[𝑃𝑎∙𝑠] 𝜂𝐻2𝑂=1,18∙10−6∙𝑒 16400
𝑅∙𝑇 [30]
𝜗𝑔− Vâscozitate
cinematică a
gazului [𝑚2/𝑠] 𝜗𝑔=𝜂𝑔
𝜌𝑔
𝐷𝑙 – Coeficient de
difuzivitate a CO 2
în soluția
amoniacală 𝑚2
𝑠 𝐷𝑙=2,35∙10−6∙𝑒 −2119
𝑇 ∙ 𝜂𝐻2𝑂
𝜂𝑙 0,8
[30]
𝐷𝑔 – Coeficient de
difuzivitate a CO 2 𝐷𝑔=1,38∙10−5 𝑝0∙𝑇
𝑝∙𝑇0 3/2
[28]

28
în amestecul gazos
𝑚2
𝑠 𝑇0=273 𝐾 𝑝0=1 𝑎𝑡𝑚
Tabel 3.3.2 .2

 Determinarea coeficienților parțiali de transfer de masă 𝒌𝒍𝟎 și 𝒌𝒈, [26]
Coeficien ții parțiali de transfer de masă raportați la faza lichidă, respectiv la faza
gazoasă au fost calculați cu ajutorul relațiilor stabilite de Billet și Schultes [26], pentru
coloane cu umplutură nestructurată.
𝑘𝑙0=𝐶𝐿∙121/6∙𝑣𝑙1/2∙ 𝐷𝑙
𝑑𝑕 1/2
E 3.3.2 .15
𝑘𝑔=𝐶𝑣∙1
𝜖−𝑕𝐿 1/2∙ 𝑎
𝑑𝑕 1/2
∙𝐷𝑔∙ 𝑣𝑔
𝑎∙𝜗𝑔 3/4
∙ 𝑣𝑔
𝐷𝑔 1/3
E 3.3.2 .16
Unde:
𝑑𝑕=4∙𝜀
𝑎 E 3.3.2 .17
𝑕𝐿= 12∙1
𝑔∙𝜂𝑙
𝜌𝑙∙𝑣𝑙∙𝑎2 1/3
E 3.3.2 .18

 Factorul de amplificare
Influența reacției chimice asupra procesului de transfer de masă este evidențiată prin
utilizarea factorului de amplificare 𝐸, care depinde de regimul cinetic și de modelul de
transfer de masă luat în considerare.
Tipul de reacție Regimul cinetic 𝑬
Modelul Whitman Modelul
Danckwerts
𝐴+𝜗𝐵∙𝐵→𝑃𝑟𝑜𝑑𝑢ș𝑖
Reacție de ordinul II Reacție lentă
𝐻𝑎<0,3 𝐸=1 𝐸=1

29
𝐻𝑎= 𝑘∙𝐶𝐵𝑙∙𝐷𝑙
𝑘𝑙0
Regim intermediar
0,3<𝐻𝑎<5 𝐸=𝐻𝑎
𝑡𝑕𝐻𝑎 𝐸= 1+𝐻𝑎2 1/2
Reacție rapidă
𝐻𝑎>5 𝐸=𝐻𝑎 𝐸=𝐻𝑎
Reacție instantanee 𝐸𝑙𝑖𝑚=1+𝑏
𝑏=𝐷𝐵∙𝐶𝐵𝑣
𝜗𝐵∙𝐷𝐴∙𝐶𝐴𝑖 𝐸𝑙𝑖𝑚= 1+𝑏 ∙ 𝐷𝐴
𝐷𝐵
Tabel 3.3.2 .3 Factorul de amplificare [31]
Procesul de față se încadrează în regimul cinetic intermediar și, prin urmare, factorul
de amplificare este , conform modelului Whitman, 𝐸=𝐻𝑎𝑡𝑕𝐻𝑎 .

 Coeficienții globali de transfer de masă 𝑲𝒈 și 𝑲𝒍
𝐾𝑔=1
1
𝑘𝑔+𝑘𝐻𝐴
𝐸∙𝑘𝑙0 E 3.3.2 .19
𝐾𝑙=1
1
𝑘𝐻𝑎∙𝑘𝑔+1
𝐸∙𝑘𝑙0 E 3.3.2 .20

 Aria efectivă de transfer de masă
Aria efectivă de transfer de masă a fost determinată folosind relațiile stabilite de
Billet și Schultes [26], pentru coloane cu umplutură nestructurată și depinde de cifra
Reynolds pentru faza lichidă.
𝑅𝑒𝑙=𝑣𝑙∙𝜌𝑙
𝑎∙𝜂𝑙 E 3.3.2 .21
Pentru 𝑅𝑒𝑙 < 5 aria efectivă de transfer de masă se calculează astfel:
𝑎𝑒=𝑎∙𝐶𝑕∙ 𝑣𝑙∙𝜌𝑙
𝑎∙𝜂𝑙 0,15
∙ 𝑣𝑙2∙𝑎
𝑔 0,1
E 3.3.2 .22
Pentru 𝑅𝑒𝑙 ≥ 5 aria efectivă de transfer de masă se calculează astfel:
𝑎𝑒=0,85∙𝑎∙𝐶𝑕∙ 𝑣𝑙∙𝜌𝑙
𝑎∙𝜂𝑙 0,25
∙ 𝑣𝑙2∙𝑎
𝑔 0,1
E 3.3.2 .23

30
3.4 Schema de operații
Schema de operații a unui proces tehnologic reprezintă succesiunea operațiilor
unitare și a proceselor chimice necesare obținerii unui produs finit și conține fazele
principale ale procesului, fazele recirculate, precum și fluxurile secundare cu importanță
mai mare.
Acest tip de reprezentare oferă o imagine de ansamblu asupra fluxului tehnologic ,
asupra liniilor de fabricație și este necesară pentru în tocmirea bilanțului de materiale.

Figura 3.4.1 Schema de operații a procesului de captare cu amoniac Recirculare condens Eliminare
SO 2 și NO x
Gaze de
ardere Absorbție chimică Gaze
bogate în
CO 2 Soluție
amoniacală Spălare gaze
reziduale [ ]l
[ ]g Apă
Răcire
gaze
Încălzirea soluției bogate în
CO 2 pe baza absorbantului
regenerat prin desorbție [ ]l
Desorb ție [ ]l
[ ]l Recirculare
soluție
amoniacală
Condensare [ ]g
Separare
faze
Comprimare CO 2
Absorbant bogat în CO 2
Absorbant regenerat Transport și
stocare [ ]l Soluție de
spălare Evacuare gaze purificate
[ ]l
[CO 2]g

31
3.5 Utilaje specifice procesului
Utilajele specifice procesului de absorbție se numesc absorbere și, în funcție de
modul de contactare al fazelor, se disting două tipuri majore de utilaje:
 absorbere cu dispersia gazului în lichid (absorbere cu barbotare) ;
 absorbere cu dispersia lichidului în gaz (absorbere de suprafață, p eliculare, cu
umplutură, cu pulverizare ).
În cazul absorbției dioxidului de carbon în soluție amoniacală, pentru un proces care
nu decurge cu precipitare, se folosesc coloane cu umplutură, cu dispersia lichidului în gaz.
Operația de recuperare a gazului ab sorbit se numește desorbție și are loc în coloane
identice din punct de vedere constructiv cu absor berele , numite coloane de desorbție.
Pentru o funcționare optimă, atât absorberele , cât și desorberele trebuie să asigure o
curgere în contracurent a fazelor, suprafața de contact trebuie să fie mare și reîn noită
permanent prin dispersia unei faze în cealaltă fază, iar rezistența hidrodinamică la
transportul fluidelor trebuie să fie scăzută pentru minimizarea cost urilor energetice asociate
vehicul ării acestora prin aparat.
Coloanele de absorbție/desorbție au în interior unul sau mai multe straturi de
umplutură , între care sunt amplasate sisteme de redistri buire a lichidului pentru a
uniformiza curgerea și pentru a evita formarea unor canale preferențiale .
La alegerea tipului de umplutură se au în vedere următoarele considerente:
 suprafața specifică și volumul liber să fie cât mai mari;
 rezistenț a la coroziune să fie ridicată ;
 retenția de lichid și rezistența hidraul ică să fie mici.
Umplutura poate fi :
 umplutură nestructurată;

32
Inele Pall (metal ice, plasti ce, ceramic e)
Inele Raschig (metal ice, plastice , din
carbon , din sticlă, ceramice )
Inele Nutter (metalice, plastice )
Inele Lessing (cera mice, metalice, plastice,
din carbon, din sticlă)

Inele Cascade (metalice, plastice)
Tabel 3.5.1 [32]
 umplutură structurată (are avantajul unei suprafețe de contact mari și a unei căderi
de presiune mici) .

33
Mellapak (metalic sau plastic)
Mellacarbon (pentru sisteme corozive)
Mellagrid (metalic)
Nutter Grid (metalic)
Tabel 3.5.2 [32]
Pe lângă absorber și desorber, instalația de captare mai conține un condensator, un
reboiler, schimbătoare de căldură, rezervoare de stocare, pompe pentru transportul
lichidelor și suflante pentru transportul gazelor.
Schimbătorul de căldură integrat are r olul de a recupera energia termică prin
încălzirea soluției bogate în CO 2 rezultată din absorber pe baza răcirii absorbantului
regenerat în etapa de desorbție, care va fi recirculat în proces. Abordând această

34
configurație pentru schimbătorul de căldură se reduc costurile asociate folosirii unui agent
termic.
Absorbant
regenerat
(cald)Absorbant
regenerat
(rece)Absorbant bogat în CO 2
(rece)
Absorbant bogat în
CO 2 (cald)

Figura 3.5.1 Schimbător de căldură multitubular, integrat
Reboilerul este tot un schimbător de căldură, dar construcția lui este diferită deoarece
folosește abur de joasă presiune care asigură căldura necesară coloanei de desorbție prin
vaporizarea parțială sau totală a fazei lichide . După încălzirea și vaporizarea s oluției
rezultat e de la absorbție , dioxidul de carbon este separat de vaporii de apă și amoniac cu
ajutorul unui condensator și a unui separator, utilaje aflate la vârful desorberului.
Abur
Reboiler
Condens Reboiler
Absorbant bogat în CO2Absorbant regeneratVapori de H2O,
NH 3, CO2

Figura 3.5.2 Reboiler
În cazul procesului studiat, coloanele de pretratare , de spălare , de absorbție și
desorbție sunt coloane confecționate din oțel inoxidabil care au în interior mai multe
straturi de umplutură nestructurată, formată din inele Pall metalice.

35
3.6 Schema fluxului tehnologic
Majoritatea proceselor de ca ptare a dioxidului de carbon dezvoltate până în prezent
au la bază două sistem e: unul de absorbție și unul de desorbție. În cazul procesului cu
amoniac , temperatura în absorber trebuie menținută peste valoarea de 15℃. Înainte de a
intra în coloan a de absorbție, gazele de ardere bogate în CO 2 intră într -o coloană de
pretratare în vederea eliminării SO 2 și NO x, etapă în cadrul căreia are loc și racirea gazului.
Coloana de pretratare este un absorber cu umplutură cu circulație în contracurent a gazel or
de ardere și a apei, răcirea având loc prin contactul direct dintre cele două faze.
În etapa a doua, aceea de absorbție chimică, dioxidul de carbon reacționează cu
soluția de amoniac care circulă în contracurent . Absorbția are loc la presiune atmosferică și
temperatură cuprinsă între 15℃ și 30℃, pentru ambele faze. Gazele care pără sesc
absorberul intră într -o coloană de spălare, după care sunt evacuate în atmosferă.
Coloana de spălare și cea de pretratare sunt cuplate, apa fiind circulată între cele
două cu scopul de a îndepărta oxizii de sulf și azot din gazele de ardere pe baza
amoniacul ui care se volatilizează în etapa de absorbție . Eficiența absorbției SO 2 se situează
în jurul valorii de 95% datorită, pe de -o parte a solubilității ridi cate a acestuia în apă și, pe
de altă parte datorită accelerării absor bției prin prezența în apă a amoniacului. Gazele de
ardere conțin în principal monoxid de azot care are o solubilitate scăzută în apă și nu
reacționează cu amoniacul. Pentru îndepărtarea acestuia este necesară o etapă suplimentară
de oxidare la dioxid de azot care este foarte solubil în apă [25].
Soluția bogată în CO 2 este eliminată pe la baza absorberului și este încălzită cu
ajutorul unui schimbător de căldură integrat înainte de a fi introdusă în desorber. Desorbția
se realizează la presiuni înalte, 300−850 𝑘𝑃𝑎, și temperaturi cuprinse între 90℃ și
150℃. Procesul de desorbție a CO 2 are loc atât în coloană , prin contactul cu umplutura, cât
și în reboi lerul alimentat cu vapori de apă.
După etapa de desorbție, absorbantul regenerat se răcește în schimbătorul de căldură
integrat , se colectează în rezervorul pentru amoniac și se recirculă în proces. În funcție de
caracteristicile utilajelor și de parametrii procesului, dioxidul de carbon se poate recupera
în proporție de 70−90%.

36
În figura 3.4.1 este prezentată schema simplificată a fluxului tehnologic al unei
instalații pilot de captare a CO 2 prin absorbție chimică/desorbție . Pentru studiul efectului
înalțimii umpluturii asupra eficienței absorbție i, instalația poate cuprinde un absorber sau
două absorbere legate în serie sau în paralel.
Gaze de
ardere
AbsorberDes
orberColoană depretrat
are
Soluție
amoniacalăSoluție
amoniacală
Coloană despălareGaze reziduale
AburCO2
Apă

Figura 3.6.1 Schema simplificată a fluxului tehnologic al unei instalații pilot de la centrala electrică Munmorah,
Australia [25]
Legendă :
Pompă Schimbăt or de căldură
Suflantă Condensator
ReboilerRezervor de apă
sau de s oluție a moniaca lă
Gaze de ar dere
Dioxid de carb on
Apă de spălareSoluție a moniaca lă
AburSoluție a moniaca lă îmbogățită
în dioxid de carb on

Figura 3.6.2

37
3.7 Schema de control și automatizare
În prezent, costul captării dioxidului de carbon rezultat de la centralele termo –
electrice este unul ridicat și afectează în mod negativ capacitatea de producție a centralei .
Etapa de regenerare a absorbantului (în care se consumă energie pentru producerea
aburului), etapa de comp rimare a dioxidului de carbon desorbit și, de asemenea,
vehicularea celor două faze prin instalație cu ajutorul unor pompe și suflante necesită un
consum d e energie cuprins între 10% și 40% din capacitatea de producție [33].
Pentru a evita creșterea costurilor asociate producerii energiei electrice în perioade cu
cerere de energie ridicată s-a apelat la strategii de control care implică oprirea instalației de
captare, absorbția parțială a dioxidului de carbon generat prin crearea unui bypass ( fără a
afecta hidrodinamica procesului ) sau stocarea soluției bogate în CO 2 și regenerarea
acesteia cand cererea de electricitate este mică .
Strategiile de control care prezintă cele mai multe avantaje în condițiile unei variații
periodice a prețului energiei electrice și a unei operări continu e a instalației de captare sunt:
 Controlul instalației de captare prin variația debitului de absorbant
PC
FC
LCTCRaportGaz
Purificat
TCPC
Abur
Reboiler
Condens ReboilerCO 2
Gaze de ardere
Soluție amoniacalăSoluție bogată în CO2

Figura 3.7.1 Schemă de automatizare a instalației prin v ariația debitului de absorbant care intră în coloana de
absorbție [34]

38
În această variantă de automatizare a procesului se urmărește obținerea unui
randament maxim al absorbției prin reglarea debitului de absorbant în funcție de debitul de
gaze de ardere care intră în absorber (reglare de raport) .
Deoarece debitul de absorba nt este alcătuit din absorbantul proaspăt și din cel
recirculat după etapa de desorbție , temperatura de operare a reboilerului trebuie controlată
astfel încât gradul de încărcare în CO 2 a fluxului recirculat să fie minim (desorbția să aibă
loc cu randament ridicat) .
Schema de automatizare mai conține și sisteme de reglare automată pentru: nivelul
lichidului la baza absorber ului, presiune a la ieșirea din absorber și desorber, temperatura
fluxului de absorbant.
 Controlul instalației de captare prin variația g radului de în cărcare al
absorbantului
PC
FC
LCTCRaport
Gaz
Purificat
PC
Abur
Reboiler
Condens ReboilerCO 2
Gaze de ardere
Soluție am oniacalăSoluție bogată în CO2FC

Figura 3.7.2 Schemă de automatizare a instalației prin variația gradului de încărcare al absorbantului (raportul
𝒌𝒎𝒐𝒍 𝑪𝑶𝟐𝒌𝒎𝒐𝒍 𝑵𝑯𝟑 ) [34]
Pentru stabilizarea funcționării instalației de captare se acționează asupra debitului de
abur introdus în reboiler și se mențin constante debitele de gaz și lichid în desorber și
debitul de absorbant în absorber.

39
Printr -o reglare de raport se acționează asupra debitului de abur care influențează
gradul de încărcare în dioxid de carbon al absorbantului . Randamentul de absorbție crește
odată cu scăderea raportului molar 𝐶𝑂2𝑁𝐻3 și scade odată cu creșterea raportului.
Recircularea parțială a dioxidului de carbon în desorber stabilizează debitul de gaz
deoarece acesta este influențat de cantitatea de CO 2 desorbit.
Schema de automatizare mai conține și sisteme de reglare automată pentru: nivelul
lichidului la baza absorberulu i, presiunea la ieșirea din absorber și desorber, temperatura și
debitul de absorbant.

40
4. Proiectarea tehnologică –
Dimensionarea tehnologică a coloanei
de absorbție

Coloana de absorbție este o coloană cu umplutură nestructurată, formată din in ele
Pall metalice, cu funcționare în regim continuu, cu circulația fazelor în contracurent, care
are ca scop captarea dioxidului de carbon (cu un randament 𝜂=80%) din gazele de ardere
rezultate de la o termocentrală de 300 𝑀𝑊, pe lignit.
Pentru proiectarea coloanei de absorbție presupunem existența unui sistem format
din 10 coloane legate în parale l. Datorită acestui mod de aranjare, debitul de reactant se
împarte la 10.

Debit de gaz 𝐺𝑚 =1124600
10 𝑘𝑔
𝑕
Debit de soluție amoniacală 𝐿𝑚 =2178 .8
10 𝑘𝑔
𝑠
Presiune 101 [𝑘𝑃𝑎]
Temperatura gazului la intrarea în absorber 25 [℃]
Temperatura lichidului la intrarea în absorber 15 [℃]
Concentrația soluției amoniacale la intrarea în
absorber 2,89 𝑘𝑚𝑜𝑙
𝑚3 =5%
Compoziția fluxului gazos
CO 2
H2O
O2
N2 [% 𝑣𝑜𝑙.]
10
4
8
78
Tabel 4.1 Date de intrare pentru absorber

41
4.1 Calculul diametrului coloanei
Din ecuația debitului de gaz se calculează diametrul coloanei:
𝐷𝑐= 𝐺𝑣
0,785∙𝑤𝑓 E 4.1.1
𝑤𝑓 – viteza fictivă a gazului, calculată la întreaga secțiune transversală a coloanei , 𝑚
𝑠
Funcționarea în regim optim a coloanei de absorbție este influențată de cantitatea de
lichid care udă umplutura și de viteza de circulație a gazelor. Eficiența absorbției scade
dacă stropirea umpluturii se face cu o cantitate în exces (are loc înecarea coloanei) sau cu o
cantitate p rea mică de lichid (scade suprafața de contact dintre faze ).
În consecință, se lucrează cu viteze ale amestecului gazos inferioare vitezei critice,
corespunzătoare punctului de înec a coloanei.
Determinarea vitezei fictive:
 Se calculează viteza fictivă a gazului la punctul de înecare 𝑤î𝑛
log 10 𝑤î𝑛2∙𝑎∙𝜌𝑔∙𝜂𝑙0,16
𝑔∙𝜀3∙𝜌𝑙 =𝐴−1,75∙ 𝐿𝑚
𝐺𝑚 0,25
∙ 𝜌𝑔
𝜌𝑙 0,125 E 4.1.2
𝑎= 112 [𝑚2
𝑚3] – suprafața specifică a umpluturii (inele Pall metalice cu diametrul nominal
de 50 𝑚𝑚)
𝜀= 0,97 [𝑚3
𝑚3] – volumul liber al umpluturii
𝜌𝑔= 1,2073 [𝑘𝑔
𝑚3] – densitatea gazului
𝜌𝑙= 983 ,06 [𝑘𝑔
𝑚3] – densitatea lichidului
𝜂𝑙= 1,3 [𝑚𝑃𝑎∙𝑠 = 𝑐𝑃] – vâscozitatea dinamică a soluției amoniacale
𝐴 = 0,022 – pentru umpluturi din inele
⇒ 𝑤î𝑛=1,97 𝑚
𝑠
 Se determină viteza de lucru (fictivă) 𝑤𝑓 a gazului pentru regimul pelicular

42
𝑤𝑓= 0,75⋯0,9 ∙𝑤î𝑛 E 4.1.3
𝑤𝑓=0,8∙𝑤î𝑛 ⇒ 𝑤𝑓=1,58 𝑚
𝑠
Diametrul coloanei este: 𝑫𝒄=𝟒,𝟓𝟕≅𝟒,𝟔 𝒎 .
Pentru a asigura distribuția uniformă a soluției amoniacale pe secțiunea coloanei se
recomandă utilizarea unor inele care au 𝐷𝑐
𝑑𝑚𝑎𝑥≥30.

4.2 Calculul înălțimii umpluturii
Dimensionarea coloanei de absorbție va fi făcută în ipoteza unei circulații în
contracurent a celor două faze, ecuațiile necesare dimensionării fiind obținute din ecuațiile
de bilanț pentru un element de umplutură de grosime 𝑑𝑧, situ at la înălțimea 𝑧 față de baza
coloanei [35].

Figura 4.2.1 Element de umplutură de grosime dz
Ecuații de bilanț:
−𝐺𝑀∙𝑑𝑝𝐴
𝑝=𝑣𝑝∙𝑎∙𝑆∙𝑑𝑧=1
𝑏∙𝐿𝑣∙𝑑𝐶𝐵 E 4.2.1
Pentru o reacție rapidă (𝐻𝑎>5⇒ reacția are loc în filmul lichid ), viteza procesului
poate fi scrisă astfel: pA pA + dp A
CB CB + dC B
dz
pA1, pA2 = presiunea CO 2 la intrarea, respectiv, la ieșirea din
absorber Hu Hc pA2
pA1 CB2
CB1 CB2, CB1 = concentrația soluției amoniacale la intrarea, respectiv,
la ieșirea din absorber

43
𝑣𝑝=𝑘𝑔∙ 𝑝𝐴−𝑝𝐴𝑖 =𝑘𝑙0∙𝐶𝐴𝑖∙𝐸 E 4.2.2
Înălțimea umpluturii rezultă din egalarea primelor două ecuații (E 4.2.1) :
𝐻𝑢=𝐺𝑀
𝑝∙𝑎∙𝑆∙ 𝑑𝑝𝐴
𝑣𝑝 𝑝𝐴,𝐶𝐵 𝑝𝐴1
𝑝𝐴2 E 4.2.3
Viteza procesului depinde de 𝑝𝐴 și de 𝐶𝐵, care pot fi exprimate prin integrarea
următoarei ecuații:
−𝐺𝑀∙𝑑𝑝𝐴
𝑝=1
𝑏∙𝐿𝑣∙𝑑𝐶𝐵 E 4.2.4
𝑝𝐴=𝑝𝐴2+𝑝∙𝐿𝑣
𝑏∙𝐺𝑀∙ 𝐶𝐵2−𝐶𝐵 E 4.2.5
La interfață se consideră că s -a atins echilibrul termodinamic, descris de legea lui
Henry:
𝑝𝐴𝑖=𝑘𝐻𝐴∙𝐶𝐴𝑖 E 4.2.6
Concentrația dioxidului de carbo n la interfață se determină astfel:
𝐶𝐴𝑖=𝑣𝑝
𝑘𝑙0∙𝐸=𝑘𝑔𝑘𝑙0
𝑘𝑔∙𝑘𝐻𝐴 𝑘𝑙0 +𝐸∙𝑝𝐴 E 4.2.7
Pentru condițiile de operare ale absorberului, factorul de amplificare este:
𝐸=𝐻𝑎= 𝑘∙𝐶𝐵𝑙∙𝐷𝑙
𝑘𝑙0 E 4.2.8
Coeficienții parțiali de transfer de masă sunt [26]:
𝑘𝑙0=𝐶𝐿∙121/6∙𝑣𝑙1/2∙ 𝐷𝑙
𝑑𝑕 1/2
E 4.2.9
𝑘𝑔=𝐶𝑣∙1
𝜖−𝑕𝐿 1/2∙ 𝑎
𝑑𝑕 1/2
∙𝐷𝑔∙ 𝑣𝑔
𝑎∙𝜗𝑔 3/4
∙ 𝑣𝑔
𝐷𝑔 1/3
E 4.2.10
Pentru umplutur a din inele Pall metalice cu diametrul nominal de 50 𝑚𝑚, se
definesc următoarele constante [26]: 𝐶𝐿=1,192; 𝐶𝑣=0,410.
Prin integrarea ecuației 4.2.3 rezultă înălțimea umpluturii: 𝑯𝒖=𝟐𝟒,𝟗𝟗≅𝟐𝟓 𝒎 .

44
4.3 Calculul înălțimii coloanei
Pentru determinarea înălțimii coloanei de absorbție ( 𝐻𝑐) este necesară cunoașterea:
 înălțimii și a numărului de straturi de umplutură ( 𝐻𝑢,𝑛);
 distanței de la partea superioară a primului strat de umplutură până la vârful
coloanei ( 𝑕1=1 𝑚 );
 distanței de la partea inferioară a ultimului strat de umplutură până la baza coloanei
(𝑕2=1,5 𝑚 );
 distanței dintre două straturi de umplutură ( 𝑕3=0,5 𝑚 ).
Numărul de straturi de umplutură reprezintă raportul dintre înălțimea totală a
umpluturii și înălțimea unui strat de umplutură.
𝑛=𝐻𝑢
𝑕𝑢 E 4.3.1
Dispunerea umpluturii în straturi se realizează pentru a pre veni zdrobirea inelelor sub
propria greutate, pentru a evita apariția canalelor preferențiale de curgere și pentru a
minimiza pierderea de presiune.
Înălțimea unui strat de umplutură depinde de diametrul coloanei (𝐷𝑐):
𝑫𝒄 [𝒎] < 0,4 0,5-1,2 1,4-2,2 >2,2
𝒉𝒖 [𝒎] 10·𝐷𝑐 6·𝐷𝑐 3·𝐷𝑐 2·𝐷𝑐
Tabel 4.3.1 Dependența înălțimii unui strat de umplutură de diametrul coloanei
Având în vedere că diametrul coloanei 𝐷𝑐=4,6 m , rezultă că înălțimea unui strat
de umplutură este 𝑕𝑢= 2∙𝐷𝑐=9,2 𝑚 .
Numărul de straturi de umplutură este : 𝑛=2,7≅3.
Înălțimea coloanei de absorbție este:
𝐻𝑐=𝐻𝑢+𝑕1+𝑕2+𝑕3∙ 𝑛−1 E 4.3.2
𝑯𝒄= 𝟐𝟖,𝟓 𝐦

45
5. Aspecte ecologice și de protecția
mediului

Carbonul este stocat în litosferă sub formă de zăcăminte de cărbune, în atmosferă
există în mare parte sub formă de dioxid de carbon care se află în echilibru cu dioxidul de
carbon dizolvat în apa mărilor și a oceanelor.
Prin arderea combustibililor fosili, carbonul stocat î n litosferă este eliminat în
atmosferă ca și dioxid de carbon, fapt care , la concentrații mari de dioxid de carbon,
perturbă echilibrul ecologic al planetei.
Dioxidul de carbon nu este un gaz toxic pentru organismele vii și nu generează în
atmosferă alți p oluanți, dar prezența acestuia în concentrații mari conduce la dezechilibre
ecologice prin generarea efectului de seră și prin acidifierea apelor de suprafață [36].
Tehnologiile de captare și stocare a dioxidului de carbon (CCS ) s-au dezvoltat din
necesitatea de a contracara efectele acestui gaz cu rol în încălzirea globală și urmăresc
reintroducerea carbonului în c ircuitul său natural .
Metoda aleasă de înlăturare a CO 2 trebuie să nu conducă la evacuarea în atmosferă a
altor com puși cu acțiune negativă asupra factorilor de mediu. În consecință, în elaborarea
unei tehnologii de captare trebuie să se aibă î n vedere toxicitatea absorbantului ales precum
și volatilitatea acestuia.
Din clasa alcanol aminelor, MEA și MDEA au o toxicitate relativ mare și o
biodegra dabilitate scăzută și sunt d ăunătoare mediului înconjurător [29].
Dacă se utilizează amoniacul ca și absorbant se pun e, de asemenea , problema
optimizării instala ției de captare astfel încât pierderile prin fluxul de gaz evacuat să fie
minime , amoniacul fiind un gaz toxic care produce leziuni sistemului respirator uman și
afectează orga nismele acvatice.

46
PARTEA a II – a
1. Simularea procesului de absorbție

Modelul matematic al procesului de absorbție a dioxidului de carbon în soluție
amoniacală, alcătuit din ecuații de bilanț de masă și bilanț termic, a fost implementat în
Matlab – Simulink, în regim staționar și dinamic, după cum urmează:
 s-au rezolvat ecuațiile în regim staționar , pentru un reactor tubular, curgere tip
piston , în echicurent ;
Exemplu :
𝜕𝐶𝐶𝑂2,𝑔
𝜕𝑡= −𝑣𝑔∙𝜕𝐶𝐶𝑂2,𝑔
𝜕𝑧− 𝑁𝐶𝑂2∙𝑎𝑒 E 3.3.2 .5
𝜕𝐶𝐶𝑂2,𝑔
𝜕𝑡=0
𝑑𝐶𝐶𝑂2,𝑔
𝑑𝑧=− 𝑁𝐶𝑂2∙𝑎𝑒
𝑣𝑔 E 1.1
 prin rezolvarea ecuațiilor în regim staționar, s -a determinat un număr 𝑛 de
segmente discretizate;
 pentru fiecare concentrație, temperatură sau debit s -a obținut un vector cu 𝑛
elemente, reprezentând variația acestor mărimi în funcție de înălțimea coloanei, în
regim staționar ;
 s-a determinat lățimea unui segment, 𝑑𝑧 ca fiin d raportul 𝐻𝑐𝑛 ;

Figura 1.1 Schița unui reactor tubular, curgere tip piston 1 2 3 n
Gi Gf Li Lf Hc
dz

47
 s-a trecut la implementarea ecuațiilor în regim dinamic, pentru o curgere în
echicurent a celor două faze;
Exemplu :
𝜕𝐶𝐶𝑂2,𝑔
𝜕𝑡= −𝑣𝑔∙𝜕𝐶𝐶𝑂2,𝑔
𝜕𝑧− 𝑁𝐶𝑂2∙𝑎𝑒 E 3.3.2 .5
 pentru simularea curgerii în contracuret a celor două faze, vectorii conținând
valorile concentrațiilor, debit elor și a temperaturilor fazei lichide au fost inversați;

Figura 1.2 Simularea curgerii în contracurent, în regim dinamic
 simularea procesului de absorbție, în regim dinamic, a fost efectuată pentru un timp
𝑡=5000 𝑠, până la stabilizare.

Figura 1.3 Variația concentrației CO 2 în faza gazoasă, în funcție de înălțimea coloanei și timpul de simulare

Element discretizat i
Gi Gi-1 Li+1 Li

48
2. Rezultatele simulării și validarea
modelului matematic

Validarea modelului matematic propus pentru absorbția dioxidului de carbon în
soluție amoniacală a fost realizată pe baza datelor experimentale existente în literatura de
specialitate . Instalația pilot de pe care au fost obținute datele experimentale a fost
construită langă termocentrala Munmorah , în Australia. Simularea a fost realizată în
Matlab – Simulink pe baza condițiilor de operare și a dimensiunilor absorberului din
instalația pilot.
Caracteristicile absorberului și condițiile de operare sunt prezentate în tabelul 2.1.
Absorber
Diametrul interior al coloanei de
absorbție 0,6 [𝑚]
Înălțimea umpluturii 7,8 [𝑚]
Tipul de umplutură Inele Pall metalice cu diametrul de
25 𝑚𝑚)
Presiunea 101 [𝑘𝑃𝑎]
Temperatura fazei gazoase la intrare 25 ℃
Temperatura fazei lichide la intrare 15 ℃
Debit de lichid 67 𝐿
𝑚𝑖𝑛

Debit de gaz 660 𝑘𝑔
𝑕
Concentrația inițială a soluției
amoniacale 5%
Tabel 2.1 Caracteristicile absorberului și condițiile de operare [25]
Randamentul de absorbție obținut prin simulare este de 70,33%, iar randamentul
obținut experimental este de 68,2%, fapt care demonstrează acuratețea modelului
matematic [25].

49
În tabelul 2.2 sunt prezentate rezultatele simulării în paralel cu datele experimentale
obținute pe instalația pilot.
Parametru Experimental [25] Simulare
Debit de lichid 𝑳𝒎𝒊𝒏 67 67
𝑻𝒍,𝒊 𝑲 288 288
𝑻𝒍,𝒆 𝑲 292 ,8 295 ,8
𝑻𝒈,𝒊 𝑲 298 298
𝑻𝒈,𝒆 𝑲 288 ,5 288 ,05
Concentrația NH 3 în faza
gazoasă la intrare % 𝒗𝒐𝒍. 0 0
Concentrația NH 3 în faza
gazoasă la ieșire % 𝒗𝒐𝒍. 0,74 0,75
Tabel 2.2 Compararea datelor obținute prin simulare cu cele experimentale
În figurile care urmează sunt prezentate variațiile parametrilor pentru care există date
experimentale în funcție de înălțimea coloanei de absorbție.

Figura 2.1 Variația concentrației amoniacului în faza gazoasă în funcție de înălțimea coloanei de absorbție
% 𝒗𝒐𝒍.

50

Figura 2.2 Variația temperaturii gazului în funcție de înălțimea coloanei de absorbție

Figura 2.3 Variația temperaturii lichidului în funcție de înălțimea coloanei de absorbție
Prin analiza și prelucrarea datelor obținute prin simulare și compararea acestora cu
datele experimentale de pe instalația pilot de la Munmorah [25], se poate concluziona că
modelul matematic propus furnizează date suficient de precise în ceea ce privește
concentrația dioxidului de carbon și a amoniacului în amestecul gazos, temperatura
lichidului și a gazului de -a lun gul absorberului.

51
3. Studiul dinamic al procesului

Pentru validarea modelului matematic propus pentru absorbția dioxidului de carbon
în soluție amoniacală s -a efectuat și un studiu dinamic al procesului . Studiul dinamic
constă în aplicarea unor perturbații d e tip treaptă asupra mărimilor de intrare și
evidențierea efectului perturbațiilor asupra mărimilor de ieșire.
Mărimile de intrare asupra cărora s -a acționat în sensul micșorării sau majorării
acestora cu un anumit procent din valoarea inițială au fost temperatura și debitul de lichid .
În cazul acestei simulări, perturbațiile de tip treaptă au fost aplicate la momentul
𝑡=1000 𝑠.

3.1 Efectul modificării temperaturii lichidului asupra absorbției
Temperatura de intrare a absorbantului în coloana de absorbție influențează
randamentul procesului și gradul de evaporare al amoniacului. Pentru a evidenția raspunsul
dinamic al procesului, au fost simulate următoarele situații:

Perturbații
𝑻𝒍,𝒊
𝑲 𝑻𝒍,𝒆
𝑲 𝑪𝑵𝑯𝟑,𝒈𝒊
𝒌𝒎𝒐𝒍
𝒎𝟑 𝑪𝑵𝑯𝟑,𝒈𝒆
𝒌𝒎𝒐𝒍
𝒎𝟑 𝑪𝑵𝑯𝟑,𝒍𝒊
𝒌𝒎𝒐𝒍
𝒎𝟑 𝑪𝑵𝑯𝟑,𝒍𝒆
𝒌𝒎𝒐𝒍
𝒎𝟑 𝜼 %
𝑻𝒍,𝒊+𝟓℃ 293 ,04 301 ,16 1,59∙10−4 2,94∙10−4 2,89 2,49 76,57
𝑻𝒍,𝒊+𝟑℃ 291 ,04 298 ,99 1,42∙10−4 2,66∙10−4 2,89 2,50 73,97
𝑻𝒍,𝒊 288 ,05 295 ,84 1,19∙10−4 2,28∙10−4 2,89 2,52 69,92
𝑻𝒍,𝒊−𝟑℃ 285 ,05 292 ,43 9,91∙10−5 1,95∙10−4 2,89 2,54 65,58
𝑻𝒍,𝒊−𝟓℃ 283 ,04 295 ,72 8,74∙10−5 1,75∙10−4 2,89 2,56 62,64
Tabel 3.1.1 Aplicarea unor perturbații de tip treaptă asupra temperaturii de intrare a lichidului
Efectele perturbațiilor asupra concentrației CO 2 și NH 3 în faza gazoasă, în funcție de
înălțimea coloanei și timpul de simulare, sunt prezentate în figurile care urmează.

52

Figura 3.1.1 𝑻𝒍,𝒊+𝟓℃ (Efectul asupra concentrației CO 2 în fază gazoasă )

Figura 3.1.3 𝑻𝒍,𝒊−𝟓℃ (Efectul asupra concentrației CO 2 în fază gazoasă)
Figura 3.1.2 𝑻𝒍,𝒊+𝟓℃ (Efectul asupra concentrației NH 3 în fază gazoasă)

Figura 3.1.4 𝑻𝒍,𝒊−𝟓℃ (Efectul asupra concentrației NH 3 în fază gazoasă)

53

Figura 3.1.5 Creșterea și scăderea temperaturii de intrare a lichidului cu 𝟓℃ față de valoarea inițială
Pe de -o parte, s tudiul dinamic al procesului indică faptul că, odată cu creșterea
temperaturii de intrare a lichidului scade concentrația de dioxid de carbon în amestecul
gazos ( figura 3.1.1) și crește randamentul de absorbție ( tabel 3.1.1) . Dezavantajul creșterii
temperaturii de intrare constă în creșterea pierderilor pri n volatilizare a amoniacului.
Variația concentrației amoniacului în amestecul gazos este prezentată în figura 3.1.2.
Pe de altă parte, scăderea temperaturii de intrare a lichidului determină o scădere a
gradului de volatilizare al amoniacului (figura 3.1.4 ), dar în această situație randamentul de
absorbție scade (tabel 3.1.1). Concentrația dioxidului de carbon în amestecul gazos, la
ieșirea din absorber este mai mare în cazul scăderii temperaturii de intrare, fapt demonstrat
de figura 3.1.3.
Deoarece proce sul studiat implică absorbția chimică/desorbția dioxidului de carbon
în/din soluție amoniacală , într -o coloană cu umplutură, temperatura este un parametru
foarte important care trebuie ales astfel încât să nu aibă loc desolubilizarea sărurilor
formate sau descompunerea acestora. Desolubilizarea sărurilor și depunerea acestora pe
corpurile de umplere are loc la temperaturi mai mici de 10℃, iar descompunerea are loc la
temperaturi mai mari de 40℃. Ambele procese au un efect negativ asupra absobției ,
determinând formarea unor canale preferențiale de curgere și scăderea randamentului.

54
3.2 Efectul modificării debitului de lichid asupra absorbției
În acest caz, analiza de sensibilitate a fost efectuată prin aplicarea unei perturbații de
tip treaptă asupra debitului de lichid care intră în absorber. Au fost simulate următoarele
situații:
Perturbații 𝑻𝒍,𝒊
𝑲 𝑻𝒍,𝒆
𝑲 𝑪𝑵𝑯𝟑,𝒍𝒊
𝒌𝒎𝒐𝒍
𝒎𝟑 𝑪𝑵𝑯𝟑,𝒍𝒆
𝒌𝒎𝒐𝒍
𝒎𝟑 𝑳𝒗,𝒊
𝒎𝟑
𝒔 𝑳𝒗,𝒆
𝒎𝟑
𝒔 𝜼 %
𝑳𝒗,𝒊+𝟏𝟎% 288 ,04 294 ,99 2,89 2,56 1,23∙10−3 1,25∙10−3 69,49
𝑳𝒗,𝒊 288 ,05 295 ,84 2,89 2,52 1,1∙10−3 1,12∙10−3 69,92
𝑳𝒗,𝒊−𝟏𝟎% 288 ,05 296 ,62 2,89 2,48 1,005∙10−3 1,02∙10−3 70,31
Tabel 3.2.1 Aplicarea unor perturbații de tip treaptă asupra debitului de lichid la intrarea în absorber
Variația debitului de lichid de -a lungul coloanei de absorbție, în funcție de timpul de
simulare și de perturbația aplicată este prezentată în figura 3.2.1.

Figura 3.2.1 Variația debitului de lichid
Creșterea sau scăderea debitului de lichid la intrarea în absorber nu este justificată
din punct de vedere economic deoarece are o influență nesemnificativă asupra
randamentului procesului (tabel 3.2.1) . Deși o scădere a debitului de intrare a lichidului
determină o ușoară creștere a randamentului, aceasta nu este avantajoasă deoarece conduce
la creșterea pierderilor prin volatilizare a amoniacului.

55

Figura 3.2.2 𝑭𝒍,𝒊+𝟏𝟎% (Efectul asupra concentrației CO 2 în fază gazoasă)

Figura 3.2.4 𝑭𝒍,𝒊−𝟏𝟎% (Efectul asupra concentrației CO 2 în fază gazoasă)
Figura 3.2.3 𝑭𝒍,𝒊+𝟏𝟎% (Efectul asupra concentrației NH 3 în fază gazoasă)

Figura 3.2.5 𝑭𝒍,𝒊−𝟏𝟎% (Efectul asupra concentrației NH 3 în fază gazoasă)

56
PARTEA a III – a
Concluzii

Strategiile de captare și stocare a gazelor cu efect de seră au avut ca scop inițial
diminuarea emisiilor din sectorul energetic , dar în prezent se efectuează studii pentru
aplicarea acestor strategii și în alte sectoare, cum ar fi producția de fontă și ciment.
Deși până în prezent nu s -a găsit o variantă de minimizare a costurilor de operare a
unei instalții de captare, cea mai simplă metodă de eliminare a dioxidului de carbon din
gazele de ardere este absorbția chimică/ desorbția , post -combu stie, deoarece poate fi
aplicată la centralele termo -electrice deja existente fără necesitatea unor modificări
substanțiale .
Scopul lucrării de față a fost elaborarea și implementarea în Matlab – Simulink a
unui model matematic bazat pe ecuații de transfer de masă și transfer termic, care să
descrie cât mai fidel procesul de absorbție a dioxidului de carbon într -o soluție amoniacală.
Modelul matematic a fost folosit pentru predicția și analiza variației parametrilor de interes
de-a lungul coloanei de absorb ție, în diferite condiții de operare. Pentru validarea și
evidențierea acurateței modelului, datele obținute prin simulare a funcționării absorberului
au fost comparate cu datele experimentale furnizate de o instalație de captare similară, care
a fost const ruită lângă termocentrala Munmorah , în Australia.
Pe lângă modelarea și simularea procesului, a fost efectuat și un studiu de literatură
pentru evidențierea avantajelor folosirii amoniacului ca și absorbant. Folosirea amoniacului
în locul alcanolaminelor e ste avantajoasă deoarece consumul de energie în etapa de
regenerare a absorbantului este mai mic, se pot elimina și alte gaze acide în afară de CO 2 și
consumul de absorbant este mai mic.
Lucrarea cuprinde, de asemenea , și dimensionarea tehnologică a unei i nstalații de
captare a dioxidului de carbon din gazel e de ardere rezultate de la o termocentrală de
300 𝑀𝑊, pe lignit, cu un randament de absorbție 𝜂=80%.

57
Nomenclatură
𝑎 Suprafața specifică a umpluturii [𝑚2/𝑚3]
𝑎𝑒 Arie interfacială de transfer de masă [𝑚2/𝑚3]
𝑏 Coeficient stoechiometric al amoniacului
𝐶𝐿,𝐶𝑣,𝐶𝑕 Constante specific e umpluturii
𝐶𝑖 Concentrație molară a componentului i [𝑘𝑚𝑜𝑙/𝑚3]
𝐶𝑝 Căldură specifică [𝑘𝐽/𝑘𝑔∙𝐾]
𝐷𝑐 Diametrul coloanei de absorbție [𝑚]
𝑑𝑕 Diametrul hidraulic al umpluturii [𝑚]
𝐷𝑖 Coeficient de difuzivitate al componentului i [𝑚2/𝑠]
𝛥𝐻𝑟 Căldura de reacție [𝑘𝐽/𝑘𝑚𝑜𝑙]
𝛥𝑣𝐻 Căldură latentă de vaporizare 𝐽/𝑘𝑚𝑜𝑙
𝐸 Factor de amplificare
𝜀 Volumul liber al umpluturii [𝑚3/𝑚3]
𝐹𝑔,𝑙 Debit volumetric al gazului sau al lichidului [𝑚3/𝑠]
𝑔 Accelerație gravitațională 𝑔=9,81 𝑚/𝑠2
𝐺𝑚,𝑣,𝑀 Debit masic, volumetric, molar de gaz [𝑘𝑔/𝑠], [𝑚3/𝑠], [𝑘𝑚𝑜𝑙/𝑠]
𝐻𝑎 Numărul lui Hatta
𝑕𝐿 Retenția de lichid [𝑚3/𝑚3]
𝐻𝑢 Înălțimea umpluturii [𝑚]
𝑕𝑢 Înălțimea unui strat de umplutură [𝑚]
𝐻𝑐 Înălțimea coloanei [𝑚]
𝑘𝑔,𝑘𝑙0 Coeficienți parțial i de transfer de masă [𝑚/𝑠]
𝑘 Constanta de reacție [𝑚3/𝑘𝑚𝑜𝑙∙𝑠]
𝐾 Coeficient total de transfer de masă [𝑚/𝑠]
𝑘𝐻𝐴 Constanta lui Henry
𝐿𝑚,𝑣,𝑀 Debit masic, volumetric, molar de lichid [𝑘𝑔/𝑠], [𝑚3/𝑠], [𝑘𝑚𝑜𝑙/𝑠]
𝑀𝑖 Masă moleculară a componentului i [𝑘𝑔/𝑘𝑚𝑜𝑙]
𝑁 Flux molar [𝑘𝑚𝑜𝑙/𝑠]
𝑝 Presiune 𝑎𝑡𝑚

58
𝑅 Constanta universală a gazului ideal 𝐽/𝑚𝑜𝑙∙𝐾
𝑆 Aria secțiunii transversale [𝑚2]
𝑡 Timp [𝑠]
𝑇 Temperatură [𝐾]
𝑣𝑔,𝑙 Viteză gazului sau a lichidului 𝑚𝑠
𝑣𝑝 Viteza procesului [𝑘𝑚𝑜𝑙/𝑚2∙𝑠]
𝑥 Fracție molară
𝑧 Coordonată axială
𝜗𝑔 Vâscozitate cinematică a gazului [𝑚2/𝑠]
[ ]𝑙 Fază lichidă
[ ]𝑔 Fază gazoasă

59
Anexa A
Abrevieri:
CCS – Carbon Capture and Storage
MEA – monoetanolamină
MDEA – metildietanolamină
ppm – părți per milion
NOAA – National Oceanic and Atmospheric Administration
EOR – Enhanced Oil Recovery
E 290 – Codul pentru CO 2 în industria alimentară
cca. – circa
a.m. – amestecare moleculară

60
Bibliografie
[1]. Tans, Ed Dlugokencky and Pieter. NOAA/ESRL (www.esrl.noaa.gov/gmd/ccgg/trends/).
[Online]
[2]. Comparison of the rate of CO2 absorption into aqueous ammonia and monoethanolamine.
Graeme, Puxty, Robert, Rowland and Moetaz, Attalla. 2010, Chemical engineering research and
design, Vol. 65, pp. 915 –922.
[3]. ZEP. The hard facts behind CCS. s.l. : Zero Emissions Platform, 2009.
[4]. Thermodynamics of the carbon dioxide system in the oceans. Millero, Frank J. 4, 1995,
Geochimica et Cosmochimica Acta, Vol. 59, pp. 661 –677.
[5]. Current status a nd challenges of the ammonia -based CO2 capture technologies toward
commercialization. Kunwoo, Han, et al. 2013, International Journal of Greenhouse Gas Control,
Vol. 14, pp. 270 –281.
[6]. Chemical -looping combustion of solid fuels in a 10 kWth pilot – batc h tests with five fuels. Carl,
Linderholm, Ana, Cuadrat and Anders, Lyngfelt. 2011. Energy Procedia . Vol. 4 , pp. 385 –392.
[7]. Chemical Looping for Pre -combustion CO2 Capture – Performance and Cost Analysis. Hari C.,
Mantripragada and Edward S., Rubin. 2013. Energy Procedia. Vol. 37 , pp. 618 – 625.
[8]. NF/RO faujasite zeolite membrane -ammonia absorption solvent hybrid system for potential
post -combustion CO2 capture application. Xiansen, Li, et al. 2011, Journal of Membrane Science ,
Vol. 366, pp. 220 –228.
[9]. Global CCS Institute. The Global Status of CCS: 2012. 2012.
[10]. Recent developments on carbon capture and storage: An overview. J.C.M., Pires, et al. 2011,
Chemical engineering research and design , Vol. 89, pp. 1446 –1460.
[11]. Intermediate sto rage of carbon dioxide in geological formations: a technical perspective.
Solomon, S., Carpenter, M. and Flach, T.A. 2008, International Journal of Greenhouse Gas
Control, Vol. 2, pp. 502 –510.
[12]. CO2 Capture and Storage: Closing the Knowing –Doing Gap. Steeneveldt, R., Berger, B. and
Torp, T.A. 9, 2006, Chemical Engineering Research and Design, Vol. 84, pp. 739 –763.
[13]. http://www.mmediu.ro/beta/domenii/schimbari -climatice/pachet -en-sc/. [Online]
[14]. Experimental measurement and modeling of the rate of absorption of carbon dioxide by
aqueous ammonia. Victor, Darde, et al. 2011, International Journal of Greenhouse Gas Control ,
Vol. 5, pp. 1149 –1162.

61
[15]. Studies on absorption and regeneration for CO2 capture by aqueous ammonia. Haisheng,
Chen, et al. s.l. : Elsevier, 2012, International Journal of Greenhouse Gas Control, Vol. 6, pp. 171 –
178.
[16]. Research on mechanism of ammonia escaping and control in the process of CO2 capture
using ammonia solution . Shuangchen, Ma, et al. s.l. : Elsevier, 2013 , Chemical engineering
research and design, Vol. 91, pp. 1327 –1334.
[17]. Experimental study on capturing CO2 greenhouse gas by ammonia scrubbing. Diao, Y.F., et
al. 2004, Energy Conversion and Management, Vol . 45, pp. 2283 -2296.
[18]. Kinetic model for absorption of carbon dioxide into ammoniated aqueous solutions of sodium
sulfate. Tang, J., et al. 2001, Industrial and Engineering Chemistry Research, Vol. 40, pp. 674 -680.
[19]. Kinetics of absorption of carbo n dioxide in aqueous ammonia Solutions. Derks, P.W.J. and
Versteeg, G.F. 2009. Energy Procedia. Vol. 1, pp. 1139 -1146.
[20]. Comparison of absorption rates and absorption capacity of ammonia solvents with MEA and
MDEA aqueous blends for CO2 capture. Rivera -Tinoco, Rodrigo and Bouallou, Chakib. Paris :
Elsevier, 2010, Journal of Cleaner Production, Vol. 18, pp. 875 -880.
[21]. Chilled ammonia process for CO2 capture. Victor, Darde, et al. 2010, International Journal of
Greenhouse Gas Control , Vol. 4, pp. 131 –136.
[22]. Comparison of absorption rates and absorption capacity of ammonia solvents with MEA and
MDEA aqueous blends for CO2 capture. Rodrigo, Rivera -Tinoco and Chakib, Bouallou. 2010,
Journal of Cleaner Production, Vol. 18, pp. 875 – 880 .
[23]. Drăgan , Simion and Siminiceanu, Ilie. Studii de caz în procese chimice gaz -lichid și gaz -solid
necatalitice. Cluj-Napoca : Risoprint, 2006. pp. 23 -24.
[24]. Gavrilă, Eugenia, et al. Ingineria reacțiilor chimice – Utilaj Specific. Cluj-Napoca : s.n., 1988.
pp. 28 3-285. Vol. II.
[25]. Results from trialling aqueous NH3 based post -combustion capture in a pilot plant at
Munmorah power station: Absorption. Hai, Yu, et al. 8, 2011, Chemical Engineering Research and
Design, Vol. 89, pp. 1204 -1215.
[26]. Prediction of m ass transfer columns with dumped and arranged packings. Billet, R. and
Schultes, M. 1999, Trans IChemE, Vol. 77, pp. 498 – 504.
[27]. Rate based modeling of absorption and regeneration for CO2 capture by aqueous ammonia
solution. Minkai, Zhang and Yincheng , Guo. 2013, Applied Energy, Vol. 111, pp. 142 –152.
[28]. Pavlov, C. F., Romankov, P. G. and Noskov, A. A. Procese și aparate în ingineria chimică.
București : Editura Tehnică , 1981.
[29]. Dynamic modeling and absorption capacity assessment of CO2 capture process. Gaspar, J.
and Cormos, AM. 2012, International Journal of Greenhouse Gas Control, Vol. 8, pp. 45 – 55.

62
[30]. Kinetics of CO2 absorption in aqueous ammonia solution. Feng, Qin, et al. 2010,
International Journal of Greenhouse Gas Control, Vol. 4, pp. 729 –738.
[31]. Siminiceanu, Ilie. Procese Chimice Gaz -Lichid. Iași : Tehnopress, 2004. pp. 178 -180.
[32]. Sulzer – Products and Services. [Online] http://www.sulzer.com/.
[33]. Multi -level investment planning and scheduling under electricity and carbon market
dynamics: Retrofit of a power plant with PCC (post -combustion carbon capture) processes. Rajab,
Khalilpour. s.l. : Elsevier, 2014, Energy , Vol. 64 , pp. 172 – 186 .
[34]. Control stra tegies for flexible operation of power plant integrated with CO2 capture plant. Yu
– Jeng, Lin, et al. London : Elsevier, 2012. Computer aided process engineering. Vol. 30, pp. 237 –
241.
[35]. Muntean, Ovidiu, Woinaroschy, Alexandru and Bozga, Grigore. Aplicații la calculul
reactoarelor chimice. București : Editura Tehnică, 1984. pp. 330 -337.
[36]. Silvestru, Anca. Tehnologie Chimică Anorganică. Cluj Napoca : Casa Cărții de Știință, 2006.
pp. 242 -246.
[37]. Distillation columns containing structured packin gs: a comprehensive model for their
performance. 1. Mass -transfer models. Rocha, J., Bravo, J. and Fair, J. 1996, Industrial &
Engineering Chemistry Research, Vol. 35, pp. 1660 – 1667.