Эксергетический анализ и управление энергоресурсами процесса конверсии метана

Пройдя аппарат сероочистки нагретый до газ смешивается с водяным паром и подается в трубчатую печь, в первую её ступень - подогреватель газовой смеси ПГС. Трубчатая печь состоит из двух последовательно включенных по ходу газа теплообменников: конвективного подогревателя ПГС и радиантных труб РТ. Конвективный и радиантный подогреватели конструктивно представляют систему параллельно включенных труб. Радиантные трубы содержат насадку-катализатор в форме колец Рашига или таблеток.

Химический процесс конверсии метана эндотермический, поэтому для осуществления такого превращения необходим подвод теплоты к конвертируемому газу, С этой целью в топке-печи сжигается топливо. Конвертируемый газ после радиантных труб РТ трубчатой печи ТП направляется с параметрами Р3, Т3 в конвертор второй ступени - шахтный реактор.

На выходе Ш.Р. в энерготехнологической схеме производства аммиака получают смесь газов с требуемым содержанием азота для последующего синтеза аммиака. Монооксид углерода, получаемый на выходе Ш.Р., практически полностью вступает затем в реакцию с водяным паром в следующих за Ш.Р. конвертерах и таким образом заменяется в смеси эквивалентным количеством молей водорода. Для синтеза аммиака соотношение компонентов в азотоводородной смеси должно быть близким к стехиометрическому согласно уравнению реакции 3H2+N2=2NH3, следовательно, на выходе Ш.Р. необходимо получить отношение суммарного количества водорода и монооксида углерода к азоту, близкое к 3:1. Однако в связи с тем, что часть водорода из азотоводородной смеси используется на гидрирование остаточных количеств СО и СО2 в метанаторе, а часть - на гидрирование сернистых соединений в аппарате сероочистки, соотношение суммарного количества водорода и монооксида углерода к азоту на выходе Ш.Р. должно быть несколько большим, чем 3 - от 3.05 до 3.12]. Это отношение зависит от количества серосодержащих веществ в природном газе, от глубины конверсии СО в СО2 и глубины очистки азотоводородной смеси от диоксида углерода. Целевой функцией работы отделения конверсии природного газа является не степень превращения метана, а величина выхода азотоводородной смеси в расчете на моль конвертируемого метана.

Дымовые газы, образовавшиеся при сжигании топлива в топке трубчатой печи, передают теплоту конвертируемому газу в РТ и ПГС, потом воде и водяному пару в котле-утилизаторе КУ. Котел-утилизатор состоит из водяного экономайзера ВЭ, парового котла ПК, паросборника-сепаратора пароперегревателя ПП.

После того как дымовые газы, передав теплоту воде в водяном экономайзере, покинут парогенератор, они с температурой 400°С проходят очистку и выбрасываются дымососом D через дымовую трубу.

Питательная вода для парогенератора подается питательным насосом ПП сначала в водяной экономайзер ВЭ, затем в барабан паросборника ПС.

Из парогенератора выходит перегретый пар с параметрами Р1, Т1.Перегретый пар, получаемый в парогенераторе, используется в паровой турбине ПТ для привода турбокомпрессора и насоса, а также и других целей, если мощность турбины превосходит суммарную мощность турбокомпрессора и насоса. После совершения работы на лопатках турбины пар конденсируется в конденсаторе при давлении 0,05 бар и снова подаётся питательным насосом в парогенератор. Вода, используемая в конденсаторе для охлаждения водяного пара, также охлаждается с помощью градирни.

Глава 3. Практическая часть

Исходные данные

аммиак эксергетический конверсия метан

1. В качестве топлива был выбран природный газ Ставропольского месторождения

Состав газа по объёму, %
92.8	2.8	0.89	0.2	0.03	0.49	2.5	0

2. Температура окружающей среды 298,15 К

3. Давление окружающей среды 760 мм. рт.ст.

4. Производительность аммиака составляет 1360 т/сут

3.1 Конверсия метана в трубчатой печи

3.1.1 Определение расходов природного газа на конверсию и сжигание для производства 1360 т/сут аммиака

Суммарные затраты на ПГ на сжигание и конверсию при расчёте на 1 т/сут аммиака составляют 1200 , следовательно, для производства 1360 т/сут затрачивается 1632000 ПГ.

= 18,888889

= 0,843254 кмоль/с

Расчет ведётся через водород, получаемый в ходе конверсии метана и затрачиваемый на синтез аммиака

 (1)

(2)

Определим мольные расходы ПГ и метана:

· расход производимого аммиака составит:

= 15,740741 кг/с

= 0,9259259 кмоль/с

· мольный расход водорода в реакции (2) равен количеству водорода, получаемого в ходе реакции (1)

= = 1,3888889 кмоль/с

1. Мольные и объёмные расходы метана, водяного пара и ПГ, затрачиваемые на конверсию:

Степень превращения:

=0,795 =0,35

Мольный (объёмный) состав исходной газовой смеси:

=1 : 4

Прореагировало:



Поэлементарный материальный баланс по водороду:

,

отсюда определим мольный расход затрачиваемого метана:

= = 0,4645113 кмоль/с

= 0,4645113*22,4 = 10,405054

= 4*10,405054 = 41,6202155

= 1,85804534 кмоль/с

2. Мольные и объёмные расходы метана и ПГ, затрачиваемые на сгорание:

= 18,888889 -11.21234255 = 7,6765463

= 0,342703 кмоль/с

= 7,6765463 *0,928 = 7,123835

 = 0,3180283 кмоль/с

Полученные данные сводим в таблицу

Процесс	, кмоль/с	,	, кмоль/с
Конверсия	0,4645113	10,405054	0,500551	11,21234255
Горение	0,3180283	7,123835	0,342703	7,6765463

3.1.2 Термодинамический анализ процесса горения

Исходные данные и допущения:

1. Процесс горения - адиабатный.

2. Процесс протекает изобарно при давлении 1атм

3. Исходные компоненты и продукты сгорания рассматриваются как идеальные газы.

4. Все балансовые выражения записываются на 1 моль топлива.

5. Воздух, подаваемый в камеру сгорания, рассматривается как двухкомпонентная система с объёмным соотношением компонентов

6. Воздух, подаваемый в камеру сгорания, подаётся с избытком. Коэффициент избытка воздуха =1,03

1. ОПРЕДЕЛЕНИЕ СТЕХИОМЕТРИЧЕСКИХ КОЭФФИЦИЕНТОВ В УРАВНЕНИИ ГОРЕНИЯ ПРИРОДНОГО ГАЗА.

Из уравнений реакций горения компонентов топлива в расчёте на 1 моль топлива



Следует:

С учётом того, что =1,03, уравнение реакции будет иметь вид:

Материальный баланс:

=0,928*16+0,028*30+0,0089*44+0,002*58++0,0003*72+

+2,074*32+0,049*44+7,828*28=301,9985 г/моль

=1,9874*18+1,03*44+7,8287*28+0,06042*32=302,0232 г/моль

=

2. ЭНЕРГЕТИЧЕСКИЙ БАЛАНС

2.1. ОПРЕДЕЛЕНИЕ ТЕМПЕРАТУРЫ АДИАБАТНОГО ГОРЕНИЯ

Рассматриваемый процесс является стационарным процессом с переменным составом. Совершающимся в открытой термодинамической системе. В этом случае энергетический баланс записывается в виде:



Полученное балансовое выражение является энтальпийным балансом:

Энтальпия компонента на входе в камеру сгорания равна стандартной энтальпии образования

;

на выходе - определяется из соотношения:

Энтальпии компонентов на входе в камеру сгорания

Компонент	, МДж/кмоль		, МДж/кмоль
CH4	-74.8	0.928	-69.4144
C2H6	-84.7	0.028	-2.3716
C3H8	-103.3	0.0089	-0.91937
C4H10	-126.15	0.002	-0.2523
C5H12	-146.44	0.0003	-0.043932
N2	0	7.82877	0
O2	0	2.0744	0
CO2	-393.5	0.0049	-1.92815

= -74,929752 МДж/кмоль

=

Энтальпии компонентов на выходе из камеры сгорания

Компонент	, МДж/кмоль	a	b	, МДж/кмоль
CO2	-393.5	32.20	0.022		1.03
O2	0	31.50	0.003		0.06042
H2O	-241.8	32.30	0.002		1.9874
N2	0	27.90	0.004		7.8287

Согласно энтальпийному балансу,

= -74,929752, отсюда

3. ЭКСЕРГЕТИЧЕСКИЙ АНАЛИЗ ПРОЦЕССА ГОРЕНИЯ

Эксергетический баланс процесса горения:

Потери эксергетической мощности:

Зависимость эксергии компонента от температуры и парциального давления выражается соотношением:



Сечение 1-1:

Эксергии компонентов на входе вычисляем по формуле:

Эксергии компонентов

	CH4	C2H6	C3H8	CO2	N2	O2
, МДж/кмоль	830	1494	2149	20,1	0,7	3,95
	0,928	0,028	0,0089	0,0049	2,07442	7,828770476
, мольн.д.	0,085349	0,00257519	0,000819	0,000451	0,720019988	0,190786519
, МДж/кмоль	823,899	1479,2218	2131,38	1,00133	0,1142270	0,1563805

=0,928*823,9+0,028*1479,223+0,0089*2131,381+0,0049*1,00134+2,0744*(-0,11423)+7,829*(-0,1564)=823,753 МДж/кмоль

Сечение 2-2:

Эксергия компонентов рассчитывается по формуле:

Эксергии компонентов

	CO2	H2O	N2	O2
, МДж/кмоль	20,1	8,6	0,7	3,95
	1,03	1,9874	7,82877	0,06042
, мольн.д	0,094438	0,1822201	0,717802	0,00554
	57,11775	34,56525	32,4305	34,89788
	51,66072	34,0691559	31,43831	34,15373
, МДж/кмоль	80,51667	80,2625543	36,31816	30,10102

=80.5167*1.03+1.9874*80.26255+7.8288*36.3182+0.06042*30.10102=482.5912 МДж/кмоль

Рассчитаем величину потерь эксергетической мощности:

= 823,753 - 482.5912 =341,161 МДж/кмоль

= 295,1614*0,342703 = 126,29 МВт

3.1.3 Технологический расчёт и эксергетический анализ процесса конверсии метана

1. МАТЕРИАЛЬНЫЙ БАЛАНС

Процесс конверсии метана является эндотермическим. Источником теплоты является горение топлива.

Исходные данные:

Объёмный расход метана = 10,405054

Степень превращения: =0,795 =0,35

Мольный (объёмный) состав исходной газовой смеси:

=1 : 4

Уравнение реакции конверсии метана:

Мольные потоки на входе в реактор:

= 0,46451133 кмоль/с

= 4* 0,46451133 = 1,85804534 кмоль/с

Массовый поток на входе:

= 0,46451133*16 + 1,85804534*18 = 40,876 кг/с

Мольные потоки на выходе:

= (1-0,795)*0,46451 = 0,09522482 кмоль/с

= (1-0,35)* 1,85804534 = 1,20772947 кмоль/с

Прореагировало:

= 0,46451*0,795 = 0,36928651 кмоль/с

= 1,85804534*0,35 = 0,65031587 кмоль/с

Поэлементный материальный баланс:

А) по «С»:

Б) по «О»:

Массовый поток на выходе:

= 0,095225*16 + 1,02077*18 + 0,08826*28 + 0,28103*44 +

+ 1,3889*2 = 40,876 кг/с

Массовые потоки на входе и на выходе совпадают. Значит, материальный баланс составлен правильно.

2. ЭНЕРГЕТИЧЕСКИЙ БАЛАНС ПИРОЛИЗА.

2.1. ОПРЕДЕЛЕНИЕ ПОЛЕЗНОЙ ТЕПЛОВОЙ НАГРУЗКИ

Исходные данные:

Температура на входе в реактор и выходе из него:

Давление на входе в реактор:

Энергетический баланс:

Энтальпии компонентов на входе и выходе из реактора

Компонент	, МДж/кмоль	, кмоль/с	,К	, МДж/кмоль
CH4		0,46451133	573	-28,74642442
H2O		1,85804534	573	-432,3351375
CH4		0,09522482	1023	-2,714745686
H2O		1,20772947	1023	-262,5961002
H2		1,38888889	1023	28,995
CO2		0,28102936	1023	-101,0653458
CO		0,08825715	1023	-7,766518478

Тепловая мощность процесса (необходимая для осуществления этого процесса):

= -7,766518478 - 101,0653458 + 28,995 -

- 262,5961002 - (-28,74642442 -432,3351375) = 115,93 МВт

3. ОПРЕДЕЛЕНИЕ ДАВЛЕНИЯ НА ВЫХОДЕ ИЗ ХИМИЧЕСКОГО РЕАКТОРА

Допущения:

1. Газовые смеси подчиняются законам идеальных газов.

2. Все параметры и характеристики процесса изменяются вдоль длины змеевика химического реактора по линейному закону.

Параметры трубчатой печи:

Число труб Nтр = 426

Диаметр трубы = 0,072 м

Длина трубы = 42 м

Диаметр зерна в зернистом слое = 0,0027 м

Баланс кинетической энергии:



Основное уравнение для расчёта давления - это баланс кинетической энергии для участка

Трубчатой печи 3-4:

Диссипацию определим из выражения:

Потери давления в трубах с насадкой при определяем по формуле, применяемой для квазигомогенных зернистых слоёв

где - средняя скорость газа в трубе

- средняя вязкость при средней температуре

 - коэффициент проницаемости зернистого однородного слоя:

Показатель политропы:

Давление на выходе из реактора ищем методом итераций:

Определим величины, не изменяющиеся в ходе итераций:

Допустим,

Вычислим мольные массы в сечениях «3» и «4» :

Вычислим плотности:

Массовый расход парогазовой смеси:

Живое сечение пучка труб в трубчатой печи:

Скорость потока газов на входе и выходе из реактора:

Коэффициент проницаемости зернистого слоя:

Вязкость газовой смеси определим как среднее арифметическое средних вязкостей на входе в реактор и выходе из него:



Компонент		t, °C
CH4	13.4+0.019t	300	19.1	0.2	20.06
H2O	8.3+0.04t	300	20.3	0.8
H2O	8.3+0.04t	750	38.9	0.5	29.15
H2	9.5+0.014t	750	20	0.5

Следовательно:

Вычислим показатель политропы:

Рассчитаем располагаемую работу:

= 72005,32 Дж/кг*К

Проверка уравнения баланса кинетической энергии

Расхождение располагаемой работы и диссипации не превышает 4%, поэтому ограничимся первой итерацией.

Ответ:

4. ЭКCЕРГЕТИЧЕСКИЙ АНАЛИЗ КОНВЕРСИИ МЕТАНА

Исходные данные:

Температура на входе в реактор и выходе из него:

Давление на входе в реактор и выходе из него:

Сечение 3-3:

Эксергии компонентов

Компонент	, МДж/кмоль	a	b	, мольн.д	, МДж/кмоль	,кмоль/с
CH4	830	14.32	0.075	0.2	839,1014	0,4645113
H2O	8.6	32.3	0.002	0.8	19,656275	1,85804534

= 839,1014*0,4645 + 19,6563*1,858 = 426,2944 МВт

Сечение 4-4:

Эксергии компонентов

Компонент	, МДж/кмоль	a	b	, мольн.д	, МДж/кмоль	,кмоль/с
CH4	830.0	14.32	0.075	0,0311077	854,81917	0,0952248
H2O	8.6	32.3	0.002	0,39453718	26,9621961	1,20772947
H2	235.0	28.8	0	0,453718	251,9328	1,388889
CO2	20.1	32.2	0.022	0,091806	40,06633	0,281029
CO	275.4	28.4	0.004	0,028832	286,4091	0,088257

= 854.819*0.09522 + 26.9622*1.20773 + 251.9328*1.3889 +

+ 40.0663*0.28103 + 286.4091*0.088257 = 500,4072 МВт

3.1.4 Разработка энергосберегающей технологии на базе печи конверсии метана

Исходные данные:

Давление водяного пара на входе в турбину = 101,3 бар

Температура водяного пара на входе в турбину = 500 °С

Давление в конденсаторе = 0,05 бар

Энтропийный КПД турбины

Энтропийный КПД насоса

Размещено на http://www.allbest.ru/

Параметры водяного пара (по i-s диаграмме)

Допущение: теплообмен между топочными газами и водой происходит без потерь тепла.

РАСЧЁТ МЕХАНИЧЕСКОЙ МОЩНОСТИ ПАРОСИЛОВОГО ЦИКЛА

Расчёт проводится как для реального цикла, так и для теоретического.

1-2s Изоэнтропный процесс расширения в турбине

;

=3,34-1,91=1,434 МДж/г

1-2 Реальный процесс расширения в турбине

=0,85*1,43=1,2189 МДж/кг

3,34-0,85*(3,34-1,91)=2,1251 МДж/кг

2s-3 Теоретический процесс конденсации

=4,187*97=0,154919 МДж/кг

=0,15492-1,91=-1,755081 МДж/кг

2-3 Реальный процесс конденсации

=0,154919-2,1251=1,97081 МДж/кг

3-4s Изоэнтропный процесс в насосе

;

=154,919+0,00102*(100-0,05)=0,1651139 МДж/кг

=-0,00102*(100-0,05)*100=-10.1949 кДж/кг = 0.0101949 МДж/кг

3-4 Реальный процесс в насосе

=(-10.1949/0,55)=-0,0185362 МДж/кг

=15,919-((154,919-165,1139)/0,55)=0,1734552 МДж/кг

4s-1 Теоретический процесс в котле-утилизаторе

dp=0;

=3,34-0,1651139=3,1788861 МДж/кг

4-1 Реальный процесс в котле-утилизаторе

dp=0

=3,34-0,1734552=3,1705 МДж/кг

Теплота и работа обратимого и необратимого циклов

Обратимый цикл
	q	l
1-2s	0	1,434
2s-3	-1,755081	0
3-4s	0	-0,010195
4s-1	3,1788861	0
?	1,4238051	1,4238051
Необратимый цикл
	Qe	Le
1-2	0	1,2189
2-3	-1,970181	0
3-4	0	-0,01854
4-1	3,17054482	0
?	1,20036382	1,200364

Зависимость энтальпии газов от т-ры на 1 кмоль топлива

=325,503 МДж/кг

Расход топлива: =0,328 кмоль/с

Тепловая мощность парогенератора:

=0,328*325,503 =111,55091 МВт

В реальном цикле:

Расход воды:

=(111,55091 /3,1705)= 35,183515кг\с

Механическая мощность паросилового цикла:

=35,18351*1,2189=42,885187МВт



3.1.5 Определение эксергетического КПД химического реактора

Эксергетический КПД химического реактора определяется из соотношения:

Эксергетический КПД химического реактора также можно определить по следующему уравнению:

,

Где - Эксергетический КПД горения топлива

- Эксергетический КПД конверсии метана

- Эксергетический КПД теплообмена

Определим эксергетический КПД горения топлива:

Определим эксергетический КПД конверсии метана:

Продукты реакции

	CH4	H2O	CO2	CO	H2
	63,863125	33,62115	46,73265	31,0423	28,8
	58,414279	33,4758474	45,13432	30,75169	28,8

Исходные компоненты

	CH4	H2O
	46,988125	33,17115
	45,873799	33,1414346

Отсюда находим:

Определим эксергетический КПД теплообмена:

Эксергетический КПД химического реактора:

3.2 Шахтная доконверсия

3.2.1 Эксергетический анализ процесса вторичного рифоминга метана

1. ОПРЕДЕЛЕНИЕ ЭКСЕРГЕТИЧЕСКОГО КПД ШАХТНОГО РЕАКТОРА

Входные данные:

1. Мольный поток на входе в Ш.Р. равен выходному потоку из реактора трубчатой печи:

Степень превращения метана в Ш.Р.:

Степень превращения монооксида углерода: 1ая ступень

2ая ступень

Параметры подаваемого газового потока:

2. Параметры подаваемого в Ш.Р. воздуха:

Воздух, подаваемый в Ш.Р., рассматривается как двухкомпонентная система с объёмным соотношением компонентов

Выходные данные:

Мольный поток:

Мольные доли компонентов:

Входящие и выходящие мольные потоки проверим материальным балансом:

Баланс составлен правильно.

Зависимость эксергии компонента от температуры и парциального давления выражается соотношением:

Сечение 4-4:

Эксергии компонентов

Компонент	, МДж/кмоль	a	b	, мольн.д	, МДж/кмоль	,кмоль/с
CH4	830.0	14.32	0.075	0,0311077	854,81917	0,0952248
H2O	8.6	32.3	0.002	0,39453718	26,9621961	1,20772947
H2	235.0	28.8	0	0,453718	251,9328	1,388889
CO2	20.1	32.2	0.022	0,091806	40,06633	0,281029
CO	275.4	28.4	0.004	0,028832	286,4091	0,088257

Подаваемый воздух

Компонент	, МДж/кмоль	a	b	, мольн.д	, МДж/кмоль	,кмоль/с
O2	3,95	31,5	0,003	0.21	15,1418024	0,14632107
N2	0,7	27,9	0,004	0..79	20,732495	0,550445931

= 854.819*0.09522 + 26.9622*1.20773 + 251.9328*1.3889 + 40.0663*0.28103 + 286.4091*0.088257 + 0.14632*15.1418 + 0.55045*20.7325= 514,0349 МВт

Сечение 5-5:

Эксергии компонентов

Компонент	, МДж/кмоль	a	b	, мольн.д	, МДж/кмоль	,кмоль/с
CH4	830.0	14.32	0.075	0,002151411	825,28065	0,009019
H2O	8.6	32.3	0.002	0,366086999	15,9604757	1,534685
H2	235.0	28.8	0	0,420191928	242,4887	1,8215
CO2	20.1	32.2	0.022	0,069823184	23,76866	0,292708
CO	275.4	28.4	0.004	0,010441942	273,7942167	0,043774
N2	0,7	27,9	0,004	0,131304534	5,345325	0,550446

= 486,80613 МВт

КПД шахтного реактора:

3.3 Определение эксергетического КПД узла конверсии метана

Суммарный КПД установки конверсии метана можно определить по следующему отношению:

Где - сумма потоков эксергий всех компонентов, вводимых в систему

- сумма потоков эксергий всех компонентов, выводимых из системы (также включает в себя механическую мощность паросилового цикла)

Заключение

В данной работе была рассмотрена схема конверсии метана, состоящая из трубчатой печи и шахтного реактора. Учтены технологические особенности данного процесса. Определены КПД, характеризующие процессы, протекающие в данной системе. Полученные результаты удовлетворяют физическим представлениям.

Для процесса адиабатного горения топлива составлен материальный баланс этого процесса, рассчитана температура адиабатного горения. Составлен эксергетический баланс и определена величина эксергетического КПД процесса горения.

Так как процесс первичной конверсии метана на первой ступени является процессом эндотермическим, то к реагентам подводится теплота, получаемая в процессе горения. Методом итераций определено давление на выходе из зоны реакции.

По данным о производстве аммиака были получены величины расхода природного газа на конверсию и сжигание.

Были определены КПД процесса конверсии, горения и теплообмена, по которым определён КПД хим. реактора. Также посчитан КПД шахтного реактора и КПД установки в целом.

Разработана энергосберегающая технология, в которую включён паросиловой цикл Ренкина. Паросиловой цикл применяется для отвода теплоты от топочных газов путем передачи её воде, которая переходит в перегретый водяной пар, который поступает в паровую турбину, на которой происходит выработка электроэнергии, которая затрачивается на нужды производства.

Список использованной литературы

1. Лейбуш А. Г. Производство технологического газа для синтеза аммиака и метанола из углеводородных газов. М, Химия, 1971. 286с.

Справочник азотчика - Издание 2-е, переработанное. - М. Химия, 1986. 511 с.

И.Л. Лейтес, М.Х. Сосна, В.П. Семёнов. Теория и практика химической энерготехнологии - М. Химия, 1988

Сафонов М.С., Пожарский С.Б. Метод интегральных уравнений баланса потоков массы, энергии и эксергии в анализе химико-технологических систем.

Мельников Е.Я., Салтанова В.П., Наумова А.М. Технология неорганических веществ и минеральных удобрений.

Ведерников М.И., Кобозев В.С., Рудой И.В. Технология соединений связанного азота.

Атрощенко В.И. Технология связанного азота.

Баскаков А.П., Берг О.К., Витт О.К. Теплотехника - М. Энергоатомиздат. 1991 - 224 с.

А.И. Дементьев, В.А. Миронов, Н.Д. Волошин, С.В. Миносьянц. Теплотехнические расчеты печей химической промышленности - Москва, 1985. 58с.

В.А Смирнов, Л.Ф. Шибаева, С.В. Миносьянц. Термодинамические расчеты основных процессов в энерго-химико-технологических системах - Москва, 1988. 68с.

Размещено на Allbest.ru