ОСНОВЫ ПРОЕКТИРОВАНИЯ. ХИМИЧЕСКИХ ПРОИЗВОДСТВ. И ОБОРУДОВАНИЯ

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 одной 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:

Ох = 02 + О,,,

где Оп - это энергия, которая не используется в технологической системе.

Если предположить, что

Рис. 9.4. Схема теплового
баланса

Известно, что любой процесс, независимо от того, как он будет технологически оформлен, при правильном подсчете всех энергетиче­ских потоков имеет коэффициент полезного действия близкий к едини­це, и нет смысла в его совершенствовании. Кроме того, из данного урав­нения энергетического баланса неясно, используется энергия Q2 где-то или нет.

Таким образом, энергетический баланс не дает полной информа­ции, прежде 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 потоков энергии, 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 (г|е) всегда меньше единицы. Величина эксерге- тических потерь

Д£> = ^ЕВХ-^£ВЬІХ.

По существу, У" Т’|>Л является суммой всех энергетических затрат

на осуществление данного процесса, а ^Т’иых - обобщенная валовая производительность агрегата.

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

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

Таблица 9.12

Сравнение энергетических и эксергетических КПД

Из табл. 9.12 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 эксергии:

• теплового процесса [Eq;

• вещества ЕЪ;

• химическая [Тх];

• нулевая [Eq .

Тогда эксергетический баланс можно изобразить так, как это пока­зано нарис. 9.5.

Рис. 9.5. Схема к расчету эксергии

Для такой системы уравнение эксергетического баланса можно за­писать в следующем виде:

В общем виде эксергетический коэффициент полезного действия

2>вых

2Xs'

Если У" Е|>л = 0, то ЕИЬ|Х = 0, тогда уравнение эксергетического

баланса запишется следующим образом:

2хх-2>

Для приближенной оценки степени совершенства процессов мож­но использовать эксергетические потери.

Эксергетические потери делятся:

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

Внутренние потери чаще 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 различными способами уменьшения внутренних и внешних потерь.

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

Пример 9.8. Условия проведения процесса в реакторе:

• сырье поступает в реактор при температуре t = 195 °С;

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

• исходная температура сырья /исх = 30 °С;

• теплоемкость сырья и продуктов реакции не меняется;

• тепловыми потерями в окружающую среду пренебрегаем;

• конечная температура продуктов реакции /коп = 30 °С;

• температура сухого насыщенного пара /„ = 200 °С;

• процесс конденсации пара изотермический;

• количество тепла, необходимое для нагревания сырья от /исх до О, равно 1 МДж;

• температура в котле утилизаторе /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 (Дуг)- Расчет производится по формулам:

V П - Г)Г1 + Г)Т2 , •

DAT=Tn-0-

где То = 298К; О - теплота, передаваемая от одного теплоносителя со средней температурой Та к другому - со средней температурой Т6.

Теплота, необходимая для нагревания сырья, по условию равна 1 МДж. Теплоту, необходимую для охлаждения продуктов реакции от t2 до tK, определяют по формуле

где /„ и /к - температуры теплоносителя на входе и выходе.

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

(?нагр = 7И • С • (?i + ^исх ) = 1 ’

откуда т-с = —----- , МДж/К.

Н ~ ^исх

Тогда количество теплоты на охлаждение

С? охл = т • С • (Ч - *исх ) = 73 (Ч - *исх ) = °>939 МДж.

Ч 'исх

Отметим, что сумма = (9нагр + 0охл = 1 + 0,939 = 1,939 МДж со­храняется постоянной во всех схемах.

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

Потери эксергии в теплообменнике 7 | равны:

п7! - т. пт1 .

О V/ тх ■>

где О1' = Опаф = 1 МДж.

Средняя температура сырья

Т = /исх +1[ + 273 = с 2

Температура греющего пара не меняется, так как идет процесс конденсации пара:

Tu = tu + 273 = 200 + 273 = 473К;

г 473-386

£>^=298-1-_______ =-0,142 МДж.

В теплообменнике Ті

ТТ2 _ ТТ2

Г)Т2 — Т. Г)Т2 . ПР В

ихг - О ) О

где Q1' = £>охл = 0,939 МДж.

Средняя температура продуктов реакции

Тт1 = tl + Іков + 273 = 185 + 30 + 273 = 380 К,

°р о о 7

а средняя температура воды

т 20 + 35

Тт* =---- —+ 273 = 300 К;

в 2

В% = 298 • 0,939 • 380 ~ 300 = 0,196 МДж.

380-300

Общие потери эксергии по первой схеме равняются:

Y, dt =D + D%= 0,142 + 0,196 = 0,338 МДж.

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

De = ^)у/ -100 % = -100 = 17,4 %.

е Y. Q 1,939

Второй вариант технологической схемы включает котел - утилизатор и возможность использования теплоты конденсата водяного пара для подогрева исходного сырья (рис. 9.7).

Для расчета потерь эксергии необходимо определить количество передаваемой в каждом теплообменнике теплоты и температуры t3 и /4.

Как следует из условий, общее количество теплоты, передаваемой в теплообменниках 7) и У 2, равно 1 МДж. Принимаем, что распределе­ние теплоты по этим теплообменникам прямо пропорционально количе­ству теплоты, отдаваемой килограммом конденсирующегося пара при его охлаждении от t„ до температуры конденсата на выходе из теплооб­менника:

Считая, что теплоносители в теплообменнике Т движутся проти­вотоком, примем /к на десять градусов выше, чем температура другого теплоносителя на входе (/исх):

k = tKCX+ 10 = 30 + 10 = 40 °С.

Для L кг пара теплота конденсации, по справочным данным, со­ставляет 1938 кДж/кг при 200 °С; теплота охлаждения конденсата QK = 1 - Сяр(tH-tK) = 4,19• (200-40) = 670 кДж/кг.

Отсюда количество теплоты, передаваемое в каждом теплообмен­нике, составит:

т

• в теплообменнике Ту — Q 1 =670 кДж/кг;

Т

• в теплообменнике Т2- Q 2 = 1938 кДж/кг.

Определяем температуру /3 из уравнения

0Tl

т-с

Потери эксергии в теплообменнике Ту определяем из уравнения

ТТ1 _ ТТ1

D%r=Tn-0T'-K

тТ + ^к ці 2^0+ 4^ 111 псп V

где 7К1 = + 273 =------------ 1- 273 = 393 К - усредненная температура

конденсата; 7,f2 = ^исх^+ + 273 = ^ ^ + 273 = 323 К - усредненная

температура сырья.

Отсюда следует, что

393-323

£&■ =298- 0,25 ~ ~ ~ =0,041 МДж.

393-323

Потери эксергии в теплообменнике 72 составят:

гр % _ гр %

Г)Т2 —Т. Г) ? . Д

ит~1 о 12 q q,

Отсюда следует, что

473-406

473-406

Примем температуру /4 на 20 °С выше, чем температура воды в котле-утилизаторе, т. е. /4 = /ку + 20 = 170 °С. Тогда количество теплоты, передаваемое в каждом теплообменнике Г3 и Г4, будет равно:

1

195-30

1

195-30

Проверяем общую сумму теплот:

Y. Q = Ф + Ф2 + QT' + Q14 = °>25 + °,75 + 0,091 + 0,848 = 1,939 МДж.

Потери эксергии в теплообменнике 7з находим из уравнения

D^r = Tn-0Ti-

где

rj = Іііікон + 273 = 170 + 30 + 273 = 373 К; ер 2 2

Г/ = /|Ш + /|ІК + 273 = 20 + 35 + 273 = 300 К; в 2 2

373 _ зоо

= 298 • 0,848- =------- = 0,165 МДж.

373-300

Общая сумма потерь эксергии во второй сумме равна:

Y, Dlr =0^+0^ + DT^+DT^= 0,041 + 0,078 + 0,004 + 0,165 = 0,288 МДж.

Отношение потерь эксергии во второй схеме:

0, 288

Y. Q г>939

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.

Существует 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.

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 механической энергии с существенным сокраще­нием потребляемой извне энергии. Кроме того, при выборе относитель­ного варианта технологической схемы должны быть учтены технико­экономические показатели.