Проектирование хим. предприятий. Навчальний посібник до вивчення курсу основи проектування хімічних виробництв

• Название: Навчальний посібник до вивчення курсу основи проектування хімічних виробництв
• Анкор: Проектирование хим. предприятий.docx
• Дата: 22.12.2017
• Размер: 6.93 Mb.
• Имя файла: Проектирование хим. предприятий.docx
• Тип: Навчальний посібник; #12469
• страница: 17 из 27

9.5. РАСЧЕТ РЕАКТОРА ПЕРИОДИЧЕСКОГО ДЕЙСТВИЯ

В общем случае технологический процесс в реакторе периодического действия протекает в несколько стадий. Если предполагается химическую реакцию проводить в изотермическом режиме, то условно можно весь процесс разделить на следующие этапы:

- Подготовка реактора к загрузке реагентов.

- Загрузка реагентов в реактор.

- Доведение условий проведения реакции (температуры, давления и т.д.) до заданных.

- Проведение химического процесса до заданной глубины превращения.

- Доведение условий выгрузки продуктов реакции (температуры, давления и т.д.) до заданных.

- Подготовка реактора к выгрузке продуктов реакции.

- Выгрузка продуктов реакции из реактора.

График такого условного технологического процесса смотри на рис. 9.3.

При проверочном расчете реактора должны быть известны времена проведения всех стадий, начальные и конечные температуры в реакторе, достигаемые степени превращения и, естественно, масса загружаемых компонентов.

Задачей такого расчета является определение теплонапряженности каждой стадии с дальнейшим расчетом достаточности поверхности теплопередачи для нормального ведения процесса.

Рис. 9.3. К тепловому расчету реактора периодического действия

На основе известных данных, уравнений реакций и кинетических закономерностей для каждой стадии составляется система материальных и тепловых балансов, из которых рассчитывается количество передаваемого тепла. По расходу этого тепла можно рассчитать либо максимально потребную поверхность теплопередачи, либо расход теплоносителя, либо его начальную и конечную температуру.

Рассмотрим на примере графика на рис. 9.3 порядок расчета многостадийного периодически действующего реактора для простой реакции первого порядка

А = В. Допустим, что известны: времена протекания стадий τ₁ - τ₇, температуры Т₁ – Т₄ и степени превращения ключевого компонента А в конце третьей стадии - Х_А1, в конце четвертой стадии - Х_А2 и в конце пятой стадии – Х_А3. Кроме того, известны все физико-химические свойства компонентов и энтальпия реакции ∆Н. Зависимость константы скорости реакции от температуры выражается известной функцией k = k (Т).

1-я стадия. Эта стадия технологического расчета не требует, так как основной ее параметр - время протекания - определен расчетным заданием.

2-я стадия. Здесь возможно снижение или увеличение температуры загружаемых реагентов за счет теплообмена с материалом реактора. Запишем уравнение теплового баланса



Здесь m_r и С_r - масса и теплоемкость материала реактора; N_A0 и С_A - число молей компонента А и его теплоемкость

Таким образом, определена начальная температура в реакторе T₂

3-я стадия. На этой стадии происходит доведение температуры процесса до задан-

ной - Т₃. Допустим, что реакция эндотермична (∆Н - положительна) и требуется нагрев реакционной смеси. Из уравнения баланса тепла определяется количество тепла, необходимое для нагревания реакционной смеси

е, = N_А0Х_A1∆Н + (N_А0С_А(1 – X_A1) + N_А0Х_A1С_B)(Т₃ - Т₂).

Среднее значение теплового потока третьей стадии (Вт) выразится уравнением

q₁ = Q₁/(τ₃ – τ₂)

Имея значение теплового потока, можно определить расход теплоносителя. Определяя известными методами коэффициент теплопередачи по заданным температурам теплоносителя и реакционной смеси, можно найти поверхность теплопередачи на рассматриваемом этапе технологического процесса:

S₁ = q₁/K₁∆T_ср

4-я стадия. Здесь протекает изотермический процесс при постоянном коэффициенте теплопередачи. В этом случае уравнение баланса тепла будет

Q₂ = N_А0(Х_А2-Х_A1)∆Н.

Значение теплового потока выразится также формулой

q₂ = Q₂/(τ₄-τ₃)

Требуемая поверхность теплообмена в этом случае будет равна

S₂ = q₂/K₂∆T_ср

5-я стадия. На этом этапе происходит охлаждение реакционной смеси с затуханием химической реакции. Уравнение баланса тогда выразится формулой

Q₃ = N_А0(Х_А3 - Х_А2)∆Н + (N_А0С_A (1 – Х_А3) + N_А0Х_А3С_В)(Т₄ – T₃).

Среднее значение теплового потока выразится также формулой

q₃ = Q₃/(τ5 - τ4)

Требуемая поверхность теплообмена в этом случае будет равна

S₃ = q₃/K₃∆T_cp

6-я и 7-я стадии. Эти стадии расчету не подлежат, так как их основной параметр - время протекания - задан.

В качестве расчетной, принимают наибольшую поверхность теплообмена из полученных.

Если в реакторе на какой-либо стадии происходит плавление, кристаллизация, испарение или конденсация компонентов реакции, то энтальпии этих процессов должны быть учтены соответствующими слагаемыми в уравнениях теплового баланса.

При проектном расчете реактора необходимо иметь данные о годовой производительности установки, о стехиометрических и кинетических закономерностях процесса и о выходе целевого продукта реакции. Разбивка процесса на стадии и определение времени их протекания входит в задачу такого расчета. Основным результатом проектного расчета является определение основных конструктивных размеров реактора и его теплопередающих поверхностей.

Сложность проектного расчета заключается в зависимости конструктивных размеров аппарата и времен проведения процесса на стадиях 3, 4 и 5. Здесь приходится составлять систему материальных и тепловых балансов совместно для всех трех стадий и решать ее любыми численными методами (чаще всего методом последовательных приближений).

9.6. СТЕПЕНЬ ТЕРМОДИНАМИЧЕСКОГО СОВЕРШЕНСТВА

ТЕХНОЛОГИЧЕСКИХ ПРОЦЕССОВ

Применение прогрессивных энергосберегающих технологических схем и повышение энерготехнологической эффективности оборудования являются важными задачами химического производства.

При разработке высокоэффективных и малоэнергоемких технологий и оборудования большое значение имеют вопросы использования вторичных ресурсов и утилизации побочных энергоресурсов, под которыми понимают неиспользованный в технологическом процессе энергетический потенциал всех продуктов и отходов. Например, применение котлов-утилизаторов, которые позволяют использовать теплоту отходящих газов для производства пара или подогрева воды. Другим примером может служить использование теплоты, полученной за счет охлаждения химически очищенной водой элементов, расположенных в высокотемпературной зоне (например, печи). При этом охлаждаемые поверхности используются в качестве испарителей для получения водяного пара.

Первым шагом по пути модернизации любого процесса является анализ степени его совершенства и сопоставление его с другими вариантами процессов, предназначенных для данной цели.

Объективная оценка степени энергетического совершенства любого технологического процесса и агрегата может быть сделана лишь на основе термодинамического анализа.

Простейшим из них является энергетический метод - на основе первого закона термодинамики. Например, энергетический баланс тепловой установки (рис. 9.4) можно записать следующим образом:

Q₁ = Q₂ + Q_n

где Qn - энергия, которая не используется в технологической системе.

Рис. 9.4. Схема тепловых потоков

Если предположить, что Qn = 0, а Q2= Q1 то тепловой (энергетический) коэффициент полезного действия (КПД) η = Q2/Q1 = 1. Известно, что любой процесс, независимо от того, как он будет технологически оформлен, при правильном подсчете всех

энергетических потоков имеет коэффициент полезного действия близкий к еди-

нице, и нет смысла в его совершенствовании. Кроме того, из данного уравнения энергетического баланса неясно, используется энергия где-то или нет.

Таким образом, энергетический баланс не дает полной информации, преж-

де всего о качественных изменениях, происходящих в системе. При составлении энергетического баланса невозможно объективно учесть вторичные энергоресурсы (ВЭР). Если ВЭР вычесть из суммы общих энергозатрат, то расход энергозатрат будет заниженным, а если их вообще не учитывать, то энергозатраты получаются сильно завышенными. Кроме того, при комплексном производстве невозможно правильно распределить затраты энергии на различные виды продукции.

Для оценки степени совершенства технологического процесса следует использовать энергетический анализ на основе второго закона термодинамики и степень совершенства процесса понимать как степень его обратимости.

В обратимом процессе сумма энергии потоков, подведенных к системе, равна сумме потоков энергии, отведенных от нее:



тогда коэффициент полезного действия в обратимом процессе



В любом реальном процессе вследствие его необратимости



и тогда



Таким образом, в реальных процессах эксергетический коэффициент полезного действия (ηe) всегда меньше единицы, на величину эксергетических потерь (∆D)

∆D =

По существу, является суммой всех энергетических затрат на осуществление данного процесса, а - обобщенная валовая производительность агрегата.

Таким образом, η_e отражает степень совершенства любого процесса: будь то производство энергии или другой технологический процесс.

В табл. 9.12 приведены значения энергетических (тепловых) и эксергетических коэффициентов полезного действия электрических машин и тепловых установок.

Таблица 9.12. Сравнение энергетических и эксергетических КПД

Вид установки (машины)	Энергетический, η0	Эксергетический, ηe
Электродвигатель	0,85 - 0,95	0,90
Электрогенератор	0,96 - 0,99	0,98
Паровой котел	0,88 - 0,92	0,49
Газовая печь	0,60 - 0,85	0,13
Печь на жидком топливе	0,45 - 0,70	0,11

Из таблицы видно, что менее совершенными являются тепловые процессы, для которых значения эксергетических коэффициентов полезного действия в 2-5 раз ниже энергетических коэффициентов полезного действия. Для того чтобы составить эксергетический баланс типового химико-технологического процесса, необходимо перечислить основные виды энергии:

- теплового процесса [Е_q ];

- вещества [Е_b];

- химическая [Е_х];

- нулевая [Е₀].

Схема эксергетического баланса показана на рис. 9.5. Для такой системы уравнение эксергетического баланса можно записать в следующем виде:

Рис. 9.5. Схема эксергетического баланса

В общем виде эксергетический коэффициент полезного действия . Если = 0, то = 0, тог- да уравнение эксергетического баланса примет вид:

и



Для приближенной оценки степени совершенства процессов можно использовать эксергетические потери, которые делятся на внутренние и внешние:

- внутренние потери эксергии связаны с необратимостью процессов, протекающих внутри системы (потери при дросселировании, трении, при наличии гидравлических сопротивлений);

- внешние потери эксергии связаны с условиями сопряжения системы с окружа-

ющей средой (выброс продуктов производства в окружающую среду, плохая изоляция системы и т.д.).

Внутренние потери чаше всего связаны с несовершенством машин и аппаратов, а внешние - с несоответствием между процессом и условиями его проведения.

Практическое значение такого разделения эксергетических потерь связано с раз-

личными способами уменьшения внутренних и внешних потерь.

Ниже приводится пример использования эксергетических потерь для оценки степени совершенства типового технологического процесса и его технологического оформления.

Пример 9.9. Условия проведения процесса в реакторе:

- сырье поступает в реактор при температуре t₁ = 195 °С;

- продукты реакции выходят из реактора с температурой t₂ = 185 С;

- исходная температура сырья t_исх = 30 °С;

- теплоемкость сырья и продуктов реакции не меняется;

- епловыми потерями в окружающую среду пренебрегаем;

- конечная температура продуктов реакции t_кон = 30 °С;

- емпература сухого насыщенного пара t_п = 200 °С;

- процесс конденсации пара изотермический;

- количество тепла, необходимое для нагревания сырья от t_исх до t₁ равно 1 МДж;

- температура в котле-утилизаторе t_ку = 150 °С;

- потери эксергии в реакторе для всех схем одинаковы.

Решение: Так как потери эксергии в реакторе одинаковы, для оценки технологических схем достаточно определить потери эксергии за счет теплообмена в теплообменниках (D_∆T).

Расчет производится по формулам:



где Т₀ = 298 К; Q - теплота, передаваемая от одного теплоносителя со средней температурой Т_a к другому - со средней температурой Т_б.

Теплота, необходимая для нагревания сырья, по условию равна 1 МДж, теплоту, необходимую для охлаждения продуктов реакции от t₂ до t_кон, определяют по формуле:

Q_охл = mc(t^к – t^н)

где t^н и t^к - температуры теплоносителя на входе и выходе.

Так как теплоемкость (с) и масса (m) продуктов реакции равны теплоемкости и массе сырья, то произведение m∙с можно определить по формуле

Q_нагр = mc(t₁+t_исх) = 1,

Откуда mc = 1/(t₁ - t_исх).

Тогда количество теплоты на охлаждение

Q_охл = mc(t₂ - t_исх) = (t₂ - t_исх)/ (t₁ - t_исх) = 0,939 МДж.

Отметим, что сумма ΣQ = Q_нагр + Q_охл = 1 + 0,939 = 1,939 МДж сохраняется постоянной во всех схемах.

Рассчитаем потери эксергии для первого варианта технологической схемы (рис. 9.6).



Рис. 9.6. Технологическая схема 1: T₁ и T₂ - теплообменники;

t_вн и t_вк - начальная и конечная температура охлаждающей воды

Потери эксергии в теплообменнике T₁ равны



где Q^T1 = Q_нагр = 1 МДж.

Средняя температура сырья

Т_с = (t_исх + t₁)/2 + 273 = (30 +195)/2 + 273 = 386 К.

Температура греюшего пара не меняется, так как идет процесс конденсации пара

Т_п = t_п + 273 = 200 + 273 = 473 К;



В теплообменнике Т₂



где Q^T2 = Q_охл = 0,939 МДж.

Средняя температура продуктов реакции

= (t₂ + t_кон)/2 + 273 = 1852+ 30 + 273 = 380 К,

а средняя температура воды

= (20 + 35)/2 +273 = 300К;

= 298∙0,939 (380 – 300)/(380∙300) = 0,196 МДж.

Общие потери эксергии по первой схеме равняются:

= 0,142 + 0,196 = 0,338 МДж.

Потери эксергии, отнесенные к сумме теплот на нагревание и охлаждение продуктов реакции (D_c) сырья, равны

= (0,338/1,939)∙100 = 17,4%

Второй вариант технологической схемы включает котел-утилизатор и возмож-

ность использования теплоты конденсата водяного пара для подогрева исходно-

го сырья (рис. 9.7).


Рис. 9.7. Технологическая схема 2
Для расчета потерь эксергии необходимо определить количество передаваемой в каждом теплообменнике теплоты и температуры t₃ и t₄.

Как следует из условий, общее количество теплоты, передаваемой в теплообмен-

никах T₁ и T₂, равно 1 МДж. Принимаем, что распределение теплоты по этим теп

лообменникам прямо пропорционально количеству теплоты, отдаваемой килограммом конденсирующегося пара при его охлаждении от t_п до температуры конденсата на выходе из теплообменника T₁ – (t_к), т.е. Q₂/Q₁ = 3/1.

Считая, что теплоносители в теплообменнике T₁ движутся противотоком, примем T_к на десять градусов выше, чем температура другого теплоносителя на входе (t_исх).

T_к = t_исх+ 10 = 30+ 10 = 40 °С.

Для 1 кг пара теплота конденсации, по справочным данным, составляет при

200 °С 1938 кДж/кг; теплота охлаждения конденсата

(t_н - t_к) = 4,19∙(200 - 40) = 670 кДж/кг.

Отсюда, количество теплоты, передаваемое в каждом теплообменнике, составит:

в теплообменнике Т₁ - = 670 кДж/кг;

в теплообменнике Т₂ - =1938 кДж/кг.

Определяем температуру t₃ из уравнения:

t₃ = t_исх + = 30 + 0,25(185 - 30) = 71°С.

Потери эксергии в теплообменнике T₁ определяем из уравнения:



где +273 = (200+40)/2 + 273 = 393 К - усредненная температура конденсата; + 273 = (30+71)/2 + 273 = 323 К - усредненная температура сырья.

Отсюда следует, что

298∙0.25(393 – 323)/(393∙323) = 0,041 МДж.

Потери эксергии в теплообменнике Т₂



где = t_П + 273 = 200 + 273 = 473 К;

= (t₃+t₁)/2+ 273 = (71 +195)/2 + 273 = 406 К.

Отсюда следует, что

= 298∙0,75 (473 – 406)/(473∙406) = 0,078 МДж

Примем температуру t₄ на 20 °С выше, чем температура воды в котле-утилизато-

ре, т.е. t₄ = t_ку + 20 = 170 °С. Тогда количество теплоты, передаваемое в каждом тепюобменнике Т₃ и Т₄, будет равно соответственно

= m с (t₂ – t₄) = (185 - 170)/(195 – 30) = 0,091 МДж,

= m с (t₄ - t_кон) = (170 - 30)/(195 – 30) = 0,848 МДж.

Проверяем общую сумму теплот

= 0,25+0,75+0,091+0,848 = 1,939 МДж

Потери эксергии в теплообменнике Т₃



где = (t₂ + t₄)/2 + 273 = (185 + 170)/2 = 450К,

= t_ку + 273 = 150 + 273 = 423 К,

= 298∙0,091(450 – 423)/( 450∙423) = 0,004 МДж

Потери эксергии в теплообменнике Т₄



где = (t₄+t_кон)/2 + 273 = (170 + 30)/2 + 273 = 373K,

= (t_вн+t_вк)/2 +273 = (20 + 35)/2+ 273 = 300 К,

= 298∙0,848(373 – 300)/(373∙300) = 0,165 МДж

Общая сумма потерь эксергии во второй схеме равна

= 0,041 + 0,078 + 0,004 + 0,165 = 0,288 МДж

Отношение потерь эксергии во второй схеме

= (0,288/1,939)100% = 14,8%

Как показали расчеты, более совершенной с точки зрения использования энергии является второй вариант технологической схемы.

Необходимо отметить, что реальные схемы утилизации тепла сложнее и могут быть многоступенчатыми (рис. 9.8).

Существуют три группы методов экономии энергетических ресурсов:

1) Методы, связанные с увеличением поверхностей аппарата, времени протекания реакции, использованием более активных катализаторов, что позволяет приблизиться к равновесному состоянию на выходе из аппарата.

2) Методы, основанные на изменении технологического режима и не связанные с изменением технологической схемы, что может привести к увеличению габаритов аппарата.

3) Методы, требующие наряду с приемами, изложенными выше, изменение технологической схемы.

При разработке технологической схемы необходимо производить совместный анализ энергетического и эксергетического балансов с целью установления уровня возврата и возможности использования электрической, тепловой и меха

нической энергии с существенным сокращением потребляемой извне энергии.

Кроме того, при выборе относительного варианта технологической схемы должны быть учтены технико-экономические показатели.



a б



Рис. 9.8. Схемы использования тепла реакций:

а - с холодным байпасом; б - с отводом тепла реакции в выносном аппарате; в - с отводом тепла непосредственно из реактора; г - с предварительным подогревом реактивов; 1 - реактор; 2 - теплообменник; 3 - холодильник; 4 - аппарат для использования тепла реакции; 5 - подогреватель реагентов