ГЛАВА 3.
Балансовые уравнения для процесса первичного
реформинга
Более детальная, по сравнению с рис.1, схема преобразования потоков веществ в Т.П. изображена на рис. 2. При анализе процесса далее предполагается, что в печь реформинга поступает смесь чистого метана и водяного пара. В более точных расчетах следует учитывать наличие в газовом потоке примесей углеводородов, азота и других компонентов.
Как показано ниже, интегральные уравнения материального и энергетического баланса в совокупности позволяют, при некотором дополнительном предположении о режиме протекания процесса, установить функциональную связь между показателем полноты конверсии метана в реакционных трубах Т.П. и управляющими параметрами, т.е. параметрами, которые технолог может в определенных пределах целенаправленно изменять для обеспечения оптимального режима процесса. К последним могут быть отнесены соотношение пар : метан в питающем потоке, температура смеси на входе в реакционные трубы и количество теплоты, передаваемое реагирующей смеси через стенки реакционных труб за счет сжигания газа в печи. Подогрев пара и метана перед подачей их в реакционные трубы осуществляют путем утилизации теплоты отходящих печных газов.
3.1. Уравнения материального баланса.
Уравнения материального баланса по составляющим химико-технологическую систему химическим элементам для стационарного режима функционирования системы имеют вид [1]:
, (4)
где , моль/с – поток i-го элемента через j-й вход или выход, l – общее число входов и выходов; поступающие в систему потоки считаются положительными, а отводимые из системы – отрицательными.
Поток отдельного химического элемента выражается через соответствующие потоки химических компонентов системы в соответствии с элементным составом каждого из компонентов.
При анализе конкретной системы удобно использовать абсолютные величины потоков веществ. Обозначим через , моль/с – абсолютные величины потоков i-го вещества соответственно на входе (j = 1) и выходе (j = 2) реакционных труб. Тогда уравнение баланса по углероду примет вид:
Балансовые уравнения позволяют минимизировать число параметров, описывающих результирующее изменение состава реакционной смеси на выходе из реактора, что значительно облегчает последующий анализ функционирования системы. Если состав поступающей в реактор газовой смеси однозначно характеризуется отношением = , то состав продуктов реакции оказывается удобным характеризовать двумя параметрами:
2 = |
– степень конверсии метана, т.е. доля метана, превращенного по реакциям (1) и (2) либо в СО, либо в СО2 , (при этом 1 – 2 характеризует долю не прореагировавшего метана) и
2 = |
– доля метана, окисленного до СО2 .Нетрудно убедиться, что относительные величины потоков всех компонентов на выходе реактора (отнесенные к питающему потоку метана) можно выразить через введенные параметры , 2 и 2 . Из определения 2 следует
= | (1 – 2) ; (9) |
уравнение (5) преобразуется к виду
= | (2 – 2) ; (10) |
из (6) и (10) следует
= | ( – 2 – 2) ; (11) |
из (7) и (11) находим
= | (32 + 2) . (12) |
В этих выражениях по определению 2 < 2 < 1 и > (2+ 2) .
3.2. Приближение квазиравновесного режима реакции паровой конверсии монооксида углерода.
Известно, что реакция (2) протекает со значительно большей скоростью, чем реакция (1) [6]. Поэтому вполне обоснованным шагом будет введение в балансовые уравнения дополнительного условия о близком к равновесному соотношению концентраций участников этой реакции в каждом последовательном сечении реактора, в том числе и на выходе газового потока из реактора. Предполагая, что при достаточно высоких температурах, поддерживаемых в ходе реформинга метана, реагенты проявляют свойства идеальных газов (в том смысле, что химические потенциалы компонентов определяются их парциальными давлениями), указанное условие записываем через константу равновесия реакции (2)
КР,2(Т ) = |
Применительно к задаче определения состава продуктов на выходе из реактора, переходя к мольным долям компонентов, имеем:
КР,2(Т2 ) = | , (13) |
где
= | , (14) |
причем =(1 + 22 + ) .
Введение этого условия, позволяющего снизить число независимых переменных параметров при анализе процессов как в трубчатой печи, так и в шахтном реакторе, тем более обосновано, что при высоких температурах равновесие экзотермической реакции (2) сдвинуто влево, и поэтому вклад этой реакции в материальный и энергетический баланс системы невелик по сравнению с реакцией (1).
Подставляя значения потоков (10) – (12) в (13), получим:
(3 2 + 2) 2 | –КР,2 | (2 – 2) | ( – 2 – 2)= 0 |
или
а 22 + b2 + c = 0 , (15)
где а = 1–КР,2 ; b = 32 + КР,2 ; с = – КР,2 2 ( – 2 ) .
В уравнении (15) b > 0 и, так как > 2 , то с < 0. В тех случаях, когда КР,2 > 1 (при температурах Т < 1090 К), коэффициент а<0, а значит, > b, и оба корня уравнения (15) будут положительными. Однако корень со знаком "–" перед не удовлетворяет условию 2 < 2 , так как
> | > | > | > | 2 . |
При высоких температурах (Т > 1100К) КР,2 < 1, поэтому а > 0, и указанный корень уравнения (15) тоже не подходит, так как в этом случае он меньше нуля. Отсюда следует, что существует единственное решение (15), имеющее физический смысл:
2 = | . (16) |
Полученное уравнение позволяет исключить 2 из числа независимых параметров системы, связывая его с параметрами , 2 и Т2 (через КР,2).
Константу равновесия реакции (2) рассчитывают по изменению стандартной энергии Гиббса:
ln КР,2(Т2 ) = |
(здесь индекс 2 в обозначении 2G0 так же, как и в обозначении КР,2 относится к номеру реакции).
В таблице 1 приведены аналитические выражения для констант равновесия реакций (1) и (2), полученные на основе аппроксимационных формул для приведенных энергий Гиббса [7].
Таблица 1. Константы равновесия реакций
СН4 + Н2О 3 Н2 + СО (1)
СО + Н2О Н2 + СО2 (2)
ln КР,1(Т ) = 5.0778 + 3.7508 ln Т
+ – – 22.8096 10–4.Т + 17.676 10–8.Т 2 – 7.534 10–12.Т 3 ln КР,2(Т ) = – 19.1581 + 2.0316 ln Т – – – 4.3603 10–4.Т + 2.577 10–8.Т 2 – 0.658 10–12.Т 3 |