Bucur Stefania Instalatie De Obtinere A Gazelor Combustibile Prin Metanizarea Co2 [629520]
UNIVERSITATEA POLITEHNICA DIN
BUCUREȘTI
Facultatea De Chimie Aplicată Și Știința Materialelor
Departamentul de Inginerie Chimică și Biochimică
LUCRARE DE DIPLOMĂ
INSTALAȚIE DE OBȚINERE A GAZELOR COMBUSTIBILE PRIN
METANIZAREA DIOXIDULUI DE CARBON
Coordonatori Științifici:
Conf. Dr. Ing. Petrica IANCU
Prof. Dr. Ing. Valentin PLEȘU
Absolvent: [anonimizat]
2017
1 ABSTRACT
2 CUPRINS
1. Introducere ………………………….. ………………………….. ………………………….. …………………….. 4
1.1. Scurt istoric ………………………….. ………………………….. ………………………….. ……………………….. 4
1.2. Generalități ………………………….. ………………………….. ………………………….. ……………………….. 4
1.3. Captarea dioxidului de carbon ………………………….. ………………………….. ………………………….. 6
1.4. Metode de obținere a metanului ………………………….. ………………………….. ……………………… 12
1.5. Procedee industriale de obținere a metanului ………………………….. ………………………….. ……. 14
1.6. Caracterizarea materiilor prime ………………………….. ………………………….. ………………………. 17
1.7. Utilizarea metanului ………………………….. ………………………….. ………………………….. …………. 18
1.8. Producători principali pe plan mondial ………………………….. ………………………….. …………….. 20
1.9. Normative europene ………………………….. ………………………….. ………………………….. …………. 20
1.10. Prezentare comparativă bazată pe criteriul sustenabilității ………………………….. ………………. 22
2. Dimensionarea tehnologică ………………………….. ………………………….. ………………………… 22
2.1. Proiectarea concetuală ………………………….. ………………………….. ………………………….. ………. 22
2.2. Descrierea procesului tehnologic ………………………….. ………………………….. …………………….. 23
2.3. Reacții chimice ………………………….. ………………………….. ………………………….. ………………… 25
2.4. Cinetica procesului ………………………….. ………………………….. ………………………….. …………… 26
2.5. Catalizatori ………………………….. ………………………….. ………………………….. ………………………. 29
2.6. Simularea procesului tehnologic ………………………….. ………………………….. ……………………… 29
2.6.1. Pachet de proprietăți ………………………….. ………………………….. ………………………….. …… 29
2.6.2. Simularea Unității de captare ………………………….. ………………………….. …………………… 30
2.6.3. Simularea zonei de reacție ………………………….. ………………………….. ………………………. 32
2.7. Bilanțuri de materiale ………………………….. ………………………….. ………………………….. ……….. 33
2.7.1. Bilanțuri de materiale pe fiecare operație ………………………….. ………………………….. ….. 33
2.7.2. Bilanțuri de materiale pe instalație ………………………….. ………………………….. ……………. 37
2.7.3. Consumuri specifice de materii prime ………………………….. ………………………….. ………. 38
2.8. Bilanțuri termice ………………………….. ………………………….. ………………………….. ………………. 38
2.8.1. Bilanțuri termice pe fiecare operație ………………………….. ………………………….. …………. 38
2.8.2. Bilanțuri termice pe instalație înainte de integrare termică ………………………….. ……….. 41
2.8.3. Consumuri specifice de utilități înainte de integrare termică ………………………….. …….. 42
3. Dimensionarea și predimensionarea utilajelor ………………………….. ………………………….. . 42
3.1. Predimensionarea utilajelor ………………………….. ………………………….. ………………………….. .. 42
3.2. Dimensionarea utilajelor ………………………….. ………………………….. ………………………….. ……. 44
3.2.1. Dimensionarea re actorului R -100 ………………………….. ………………………….. …………….. 44
3.2.2. Dimensionarea schim bătorului de căldură E -102-1 ………………………….. …………………. 49
4. Optimizarea rețelei de schimbătoare de căldură (integrare termică) ………………………….. 51
4.1. Extragerea datelor ………………………….. ………………………….. ………………………….. …………….. 51
3 4.2. Criterii de optimizare ………………………….. ………………………….. ………………………….. ………… 52
4.3. Proiectarea rețelei de schimbătoare de căldură ………………………….. ………………………….. ….. 54
4.4. Simularea instalației integrate termic ………………………….. ………………………….. ………………. 56
5. Calcul economic ………………………….. ………………………….. ………………………….. …………… 62
5.1. Costuri de operare ………………………….. ………………………….. ………………………….. …………….. 62
5.2. Costuri de investiție ………………………….. ………………………….. ………………………….. ………….. 63
6. Impactul asupra mediului ………………………….. ………………………….. ………………………….. . 67
7. Conclu zii ………………………….. ………………………….. ………………………….. ……………………… 69
8. Bibliografie ………………………….. ………………………….. ………………………….. ………………….. 70
ANEXA 1: INFORMAȚII PRIVIND RISCUL SUBSTANȚELOR: KOH, H 2O, CO 2, H 2,
CH 4 ………………………….. ………………………….. ………………………….. ……………………… 73
ANEXA 2: SCHEMA PROCESULUI TEHNOLOGIC SIMULAT ÎN ASPEN PLUS V9 . 79
4 1. Introducere
1.1. Scurt istoric
Principalul component al gazului natural este metanul . Acesta a fost descoperit în 1778,
de către Alessandro Volta, în mâlul din Lacul Maggiore, fiind numit inițial „gaz de baltă”.
Denumirea de „metan” (nume derivat de la „metanol”) a fost dată mai târziu , în 1866, de către
chimistul August Wilhelm von Hofmann (Academic Technology Dickinson Colle ge, 2008) .
În România, țară cu o tradiție de peste un secol în industria gazelor naturale și a
petrolului, metanu l a fost descoperit în anul 1908 , în zona Sărmășel, județul Mureș . În 1909,
deja funcționa prima sondă de extracție a gazului natural, iar în 1 912 a fost înființată prima
companie de profil din România și din Europa, Erste Slebenduergische Ergdas
Aktiengesellschaft , societate ce se ocupa de transportul și val orificarea gazelor naturale.
Această organizație a început construirea primei conducte de transport a gazului metan de la
Sărmășel la Turda , astfel, în 1917, Turda devenea primul oraș din Europa iluminat cu gaz
natural (Giucristglobal , 2013) .
Procedeul de obținere a metanului nu este un procedeu nou, acesta fiind descoperit de
către chimist ul francez Paul Sabatier (1902) . În perioada de după Al Doilea Război Mondial
până în anii ’70 au fost construite mai multe instalații pilot de obținere a gazului natural sintetic
(SNG), dar prima instalație industrială a fost pusă în funcțiune abia în 1984 în Dakota de Nord,
Statele Unite și avea o capacitate de 4.8 mil. m3/zi. La baza acestei instalații au stat rezultatele
obținute de către compania germană Lurgi, în anii ’60 -’70, în două instalații pilot . Prima
instalație pilot a fost construită împreună cu SASOL în Sasolburg, Africa de Sud , iar a doua
instalație a fost construită în Schwechat, Austria, împreună cu El Paso Natural Gas
Corporation . În prima instalație , materia primă folosită era gazul de sinteză provenit de la o
instalație Fischer -Tropsch de gazeificare a cărbunilor. În a doua instalație, se folosea gaz de
sinteză provenit din fracții nafta (Kopyscinski et al. , 2010) .
1.2. Generalități
Utilizarea gazului metan la nivel industrial a început în anul 1930 și a înregistrat o
creștere continuă, datorită avantajelor energetice și tehnologice pe care le prezintă. Se poate
afirma faptul că 1 Nm3 gaz metan este echivalent, din punct de vedere energetic, cu 1.313 t
antracit sau circa 0.9 t țiței. De aceea, odat ă cu creșterea consumului, eforturile au fost ori entate
și către următoarele direcții: dezvoltarea cercetărilor geologice în vederea extinderii rezervelor
5 exploatabile, dezvoltarea și perfecționarea transportului pe distanțe mari a gazelor, dezvoltarea
cercetărilor în direcția obținerii de gaze sintetice din cărbuni și produse grele din țiței,
îmbunătățirea politicilor de utilizare a metanului, cu scopul valorificării superioare a gazelor
naturale.
Compoziția gazelor naturale diferă de la o țară la alta, România deținând cele mai pure
zăcăminte de gaz met an din lume, până la 99.9% metan.
Zăcămintele de gaze naturale nu sunt distribuite uniform pe Glob, așa cum reiese din
Figura 1, transportul acestora din zonele de exploatare și prelucrare către cumpărători fiind
destul de costisito r.
Figura 1: Distribuț ia rezervelor de gaze naturale în 1995, 2005, 2015 (BP Statistical Review
of World Energy)
Deoarece consumul de metan era în creștere, iar resursele, în scădere, s -a pus problema
dezvoltării unor tehnologii de fabricare a metanului sintet ic (Părăușanu et al., 1980 ).
Datorită dezvoltării industriei și transportului, poluarea aerului a crescut semnificativ,
afectând sănătatea populației, dar și a mediului înconjurător. Problema majoră cauzată de
poluarea aerului o reprezintă încălzirea globală , o creștere a t emperaturii pe Pământ cauzată de
acumularea, în atmosferă, a unor gaze cu efect de seră, cum ar fi dioxidul de carbon. De aceea,
odată cu dezvoltarea industriei , s-a avut în vedere și combaterea poluării prin adoptarea unor
normative internaționale de medi u, cum ar fi: Protocolul de la Montr éal (1987), Convenția
Basel (1989), Protocolul de la Kyoto (1997), Acordul de la Paris (2015) (Ministry of the
Environment, 2017) .
6 1.3. Captarea dioxidului de carbon
Efectul dioxidului de carbon în atmosferă este controversa t. Însă, de -a lungul timpului,
s-a demonstrat faptul că temperatura medie a Pământului este puternic influențată de creșterea
concentrației de CO 2. (Figura 2)
Figura 2: Evoluția anomaliei temperaturii globale în funcție de concentrația de CO 2 din
atmosfe ră (Skeptical Science)
Captarea dioxidului de carbon reprezintă o abordare în atenuarea încălzirii globale prin
captarea acestuia din surse punctiform, cum ar fi: centrale electrice ca re utilizează combustibil
fosil, industrii cu emisii mari de CO 2, indust rii de prelucrare a gazelor naturale , uzine cu
combustibili de sinteză și de producere a hidrogenului din combustibili (CO 2 Club România ).
Există trei tipuri de tehnologii de captare, și anume:
a) Tehnologii post -combustie , în care dioxidul de carbon este cap tat din gaze de ardere
provenite în special de la instalații (centrale electrice) unde se ard combustibili fosili
(cărbune sau gaz metan). Aceste tehnologii se aplică centralelor electrice deja
existente și presupun un cost suplimentar, lucru ce se reflect ă în prețul cur entului
electric cu până la 70% (Leung et al. , 2014) .
Tehnologiile post -combustie cele mai utilizate sunt:
• Absorbția gaz-lichid ;
• Adsorbția gaz-solid ;
• Separarea prin membrană;
7 • Distilarea criogenică.
Absorbția este cea mai folosită metodă de c aptare a dioxidului de carbon , în comparație
cu alte tehnologii. Acest lucru este datorat eficienței foarte ridicate ( >95%) , dar și faptului că
absorbanții sunt avantajoși din punct de vedere economic și pot fi ușor regenerați.
Prin absorbție chimică, se pot elimina dioxidul de carbon, dar și alte gaze acide (NO x,
H2S). Procesul se desfășoară prin reacții reversibile , unde se formează legături slabe între
solvent și dioxidul de carbon , legătură ce se rupe prin aplicare de temperatură sau presiune.
Solvenți i cel mai des utilizați în acest proces fiind aminele (MEA – monoetanolamină, DEA –
dietanolamină, MDEA – metildietanolamină, PZ – piperazină). Pe lângă amine, se mai
utilizează soluții ionice (K 2CO 3, Na 2CO 3, NaOH) , amoniac sau amestecuri (MEA – NaOH,
DEA – K2CO 3). Prin absorbție chimică se obține un curent pur de dioxid de carbon, după
striparea solventului.
Alegerea absorbantului se va face în funcție de reactivitatea acestuia și selectivitatea
pentru CO 2, presiune de vapori joasă, regenerabilitate ridica tă, stabilitate chimică și termică
ridicată, impact redus asupra mediului și cost. În Tabelul 1 sunt prezentate condițiile de operare
ale instalației de captare a dioxidului de carbon în funcție de solventul folosit și tipul constructiv
de coloană folosit.
Tabel 1: Sumar al instalațiilor de captare a CO 2 prin absorbție
Tip de solvent Denumire
solvent Tip constructiv
de coloană Condiții de
operare Randament de
captare (%)
Solvent simplu Amoniac Coloană cu
talere sită T = 25 -55°C
CCO2 = 10-14% 95-99
Colo ană cu
pulverizare P = 0.1 MPa
T = 20 -50°C
CCO2 = 1-7% 10-20
MEA Coloană cu
talere P = 0.1 MPa
T = 15.2 °C >95
K2CO 3 Coloană cu
umplutură T = 60 °C 99.4
Piperazină Celule cu
agitare T = 42 °C
P = 0.032 -0.042
MPa ~100
MDEA Mod
discontinuu T = 25 °C 99
Soluții ionice Celule cu
agitare P = 0.1 MPa
T = 25 -50°C 99.11
Amestec de
solvenți MEA – NaOH Coloană cu
umplutură T = 25 -50°C NA
DEA – K2CO 3 Flux separat
(Split flow) T = 115 °C 99
8 Absorbția pe MEA este cea mai folosită în practică, datorită costului relativ redus al
solventului, reactivității ridicate și a randamentului mare de absorbție (Sreenivasulu et al. ,
2015) . S-a demonstrat însă faptul că, odată cu reacția de absorbție a dioxidului de carbon pe
MEA, se formează carbamați , lucru ce conduce la d egradarea solventului în timp
(Kothandaraman , 2010) .
În ultimul timp, și carbonatul de potasiu soluție a devenit uzual în procesul de absorbție
a dioxidului de carbon, datorită entalpiei relativ joase, costului redus, toxicității reduse și
rezistenței la d egradare ridicate.
Absorbția fizică respectă legea lui Henry (proces depend ent de temperatură și presiune)
(Sreenivasulu et al. , 2015) . Solvenții folosiți sunt de natură organică, iar cele mai folosite
procedee sunt: procedeul Selexol (selexol este denumir ea uzuală a solventului format din
dimetileteri ai polietilenglicolului), se desfășoară la presiuni înalte (2.07 – 13.8 MPa),
procedeul Rectisol, ce utilizează ca solvent metanolul la temperaturi scăzute (sub 0 °C) (U.S.
Department of Energy) și proceseul P urisol, ce folosește ca solvent N -metil -2-pirolidonă
(NMP) și se desfășoară fie la temperatura ambientală, fie la temperaturi joase ( -15°C) (Burr et
al., 2008) .
Adsorbția dioxidului de carbon se realizează pe baza forțelor intermoleculare gaz -solid.
Cele m ai folo site materiale adsorbante sunt materialele mezo – și microporoase, cum ar fi:
zeoliți, site moleculare, nanotuburi de carbon, cadre organometalice. Până la ora actuală nu s –
a realizat nicio instalație de adsorbție la scară industrială, deși au fost t estate o mulțime de
materiale adsorbante. Cu toate acestea, potențialul de comercializare există, datorită
consumului energetic mic, în comparație cu absorbția gaz -lichid. Totuși, provocările cele mai
mare sunt mări rea eficienței termice a materialelor ads orbante , minimizarea prob lemelor de
uzură și selectarea tipului constructiv de utilaj de contact. Fluctuațiile (Swings) de temperatură,
presiune și electrotermice influențează procesele de adsorbție -desorbție. Eficacitatea și viteza
acestor procese sunt de terminate de polaritate, aria de contact, mărimea porilor și distanța dintre
straturile de adsorbant.
Adsorbția se poate realiza în utilaje tip coloană (strat fix , strat fluidizat ). Parametrii care
influențează procesul sunt următorii: concentrația de diox id de carbon în alimentare, debitul de
alimentare, temperatura și cantitatea de material adsorbant folosit. Cei mai folosiți adsorbanți
sunt: cărbune activ, alumină, oxizi metalici, zeoliți, fosfați, polimeri
Separarea prin membrane este bazată pe diferenț a de permeabilitate sau se lectivitate a
membranelor. Acestea permit trecerea selectivă a dioxidului de carbon, restul gazelor din
amestec fiind rejectate. Această metodă este folosită și la separarea altor gaze, cum ar fi
oxigenul de azot , dioxidul de carb on din gazele naturale (Leung et al. , 2014) . Eficiența
9 mem branelor este de până la 97% (hollow fiber). Cele m ai utilizate membra ne sunt
membranele microporoase, membranele dense și membranele lichide (lichidul este dispersat
pe un suport poros sau neporos) . Materialele folosite la confecționarea acestora pot fi de natura
organică (polimeri) sau de natură anorganică ( ceramică, zeoliți, cărbune, metale) .
Coloanele cu umplutură sunt cel mai des folosite utilaje în procesul de separare cu
membrane. Parametrii care influențează acest proces sunt următorii: diametrul porilor, căderea
de presiune, temperatura, concentrația de dioxid de carbon în alimentare, debitul de alimentare
și rezistența mecanică a coloanei (Sreenivasulu et al. , 2015) .
De menționat este faptu l că, la concentrații mici de dioxid de carbon, nu se realizează
o separare eficientă , iar în timp membrana se ancrasează.
Distilarea criogenică este un proces de separare a gazelor în condiții de temperatură
foarte scăzută și presiuni înalte . Pentru separ area dioxidului de carbon, amestecul este răcit
până la temperatura de desublimare (-100°C până la -135°C), unde CO 2 solid este separat de
gazele ușoare și comprimat până la 100 -200 atm. Eficiența separării este de până la 90 -95%.
Procesul este mare consum ator de energie, 600 -660 kWh/tona CO 2 recuperat sub formă de
lichid.
Avantajele procesului sunt acelea că nu este necesar un absorbant de natură chimică,
iar dioxidul de carbon format este ușor de transportat.
Dezavantaje le procesului : procesul este fezabi l la concentrații ridicate de CO2 (<50%),
se formează gheață sau clatrați în prezența vaporilor de apă, reducerea vitezei de transfer
termic, datorată formării straturilor de CO2 pe suprafețele schimbătoarelor de căldură.
Procesul de distilare criogenică e ste relativ nou și se află sub dezvoltare.
b) Tehnologii pre -combustie , în care combustibilul (cărbune sau gaz natural) este pre –
tratat înainte de ardere. În cazul cărbunelui, are loc un proces de gazeificare în
atmosferă săracă în oxigen, rezultând gaz de s inteză format preponderent din CO și
H2 (Ec. 1) . Gazul de sinteză este supus mai departe reacției de transformare a
monoxidului de carbon în dioxid de carbon în prezența aburului („water -gas shift”) ,
unde se formează mai mult hidrogen (Ec. 2).
2H CO Carbunee gazeificar
(1)
2 2 2 CO H OH COhift wter-gas s
(2)
Concentrația ridicată de CO 2 (>20%), facilitează procesele de separare a compusului
din amestec. Hidrogenul este utilizat ca și combustibil, fiind ars în aer, de unde rezultă azot și
vapori de apă.
10 Această tehnologie de captare poate fi aplicată centralelor cu ciclu combinat cu
gazeificare integrată a cărbunelui (IGCC) , folosind ca și combustibil cărbunele , dar acest lucru
implică o scădere a eficienței cu 7 -8%.
Gazul natural poate fi transformat în gaz de sinteză prin reformare cu abur (Ec. 3) .
2 4 H CO CHreformare
(3)
Conținutul de hidrogen poa te fi crescut prin transformarea CO în CO 2 (Ec. 2), procesul
fiind similar cu cel de gazeificare a cărbunilor.
Tehnologiile pre -combustie sunt aplicabile instalațiilor noi , implicând costuri de
investiție ridicate.
c) Oxicombustia presupune arderea combustibilului în prezență de oxigen. Avantajul
major al procesului este acela că, datorită absenței azotului, nu se mai obțin oxizii
acestuia . În compo ziția gazelor de ardere se va afla, preponderent, CO 2 (80-98%, în
funcție de compoziția combustibilului), vapori de apă și SO 2. Dioxidul de azot poate
fi îndepărtat prin desulfurizare.
Procesul este fezabil din punct de vedere tehnic, însă consumă cantităț i mari de oxigen,
ce provine de la o unitate de separare a aerului (consum energetic global mai ridicat) . Acest
lucru se reflectă într -un preț mai ridicat și o pierdere de energie de până la 7%, în comparație
cu o instalație care nu captează CO 2 (Leung et al., 2014) .
Arderea în buclă chimică (CLC – Chemical Looping Combustion) este un proces de
oxicombustie, în care oxigenul este furnizat de către oxizi metalici (MxOy, unde M = Fe, Ni,
Cu, Mn ). Este o tehnologie în care arderea se realizează în absența flăc ării, iar oxizii de azot
(NO x) se află în concentrații mici. Procesul de ardere în buclă chimică este ciclic și se defășoară
în două etape (Ec. 4, Ec. 5) . Prima etapă este cea de ardere a combustibilului în prezența
oxidului metalic (purtătorul de oxigen) ce se desfășoară într -un reactor cu combustibil , iar a
doua etapă este cea de regenerare a oxidului metalic (MxOy-1) în prezență de aer , într-un reactor
cu aer . (Figura 3)
Ardere:
2 2 1 2 ) 2( ) 2( nCOOmH OMmn HC OMmnyx m n yx (4)
Regenerare a oxidului m etalic:
y x y x OM O OM 2 121 (5)
11
Figura 3: Diagrama procesului de ardere în buclă chimică
Randamentul de obținere a dioxidului de carbon depășește 80% (Sreenivasulu et al. ,
2015) .
Comparație între tehnolo giile de captare a CO 2
În Tabelul 2 sunt comparate tehnologiile de captare a dioxidului de carbon descrise mai
sus. T ehnologiile post -combustie și oxicombustie sunt folosite atât în instalații de gazeificare
a cărbunilor, cât și în cele de gazeificare a ga zelor naturale, în timp ce t ehnologiile pre –
combustie sunt aplica te doar instalațiilor de gazeificare a cărbunilor. Tehnologiile post –
combustie sunt cele mai dezvoltate în compa rație cu celelalte tehnologii de captare a dioxidului
de carbon.
În ceea ce pri vește prețul, tehnlogiile pre -combustie prezintă cel mai scăzut preț per
tona de CO 2, în timp ce oxicombustia și tehnologiile post -combustie au aproximativ același
cost.
Tabelul 2: Avantaje și dezvantaje ale diferitelor tehnologii de captare a CO 2
(Leung e t al., 2014)
Tehnologie Aplicabilitate Avantaje Dezavantaje
Post-combustie Centrale pe
bază de cărbune
Centrale pe
bază de gaz -Tehnologie mai
dezvoltată;
-Aplicabilă instalațiilor
deja existente. -Concentrațiile scăzute
de CO 2 influențează
procesul î n mod negativ.
12 Pre-combustie Instalații de
gazeificare a
cărbunilor -Eficiență de captare a
CO 2 ridicată;
-Dezvoltare la scară
industrială;
-Aplicabilă instalațiilor
deja existente. -Temperatura asociată
transferului termic are
efect negativ asupra
eficie nței captării;
-Consum energetic
foarte mare;
-Costuri de investiție și
de operare foarte mari
pentru captarea CO 2.
Oxicombustie Centrale pe
bază de cărbune
Centrale pe
bază de gaz -Concentrațiile mari de
CO 2 mărește eficiența
procesul de absorbție;
-Volu mele utilajelor sunt
mai mici; -Consum energetic
ridicat;
-Pot apărea probleme de
coroziune a utilajelor.
Arderea în
buclă chimică Instalații de
gazeificare a
cărbunilor – CO 2 este principalul
produs obținut din
combustie și nu se
amestecă cu azotul,
evitând consum energetic
suplimentar la separarea
aerului. -Procesul se află în
dezvoltare și nu există
instalații funcționale la
nivel industrial.
1.4. Metode de obținere a metanului
Datorită neuniformității pe Pământ a zăcămintelor de gaz metan, s -au căutat alt ernative
de a-l obține prin sinteză.
a) Sinteza directă din elemente
Reacția se desfășoară în zona unui arc electric , între electrozi de cărbune, în atmosferă
bogată în hidrogen. Pe lângă metan, care se obține în cantități mici, se mai formează acetilenă
și alte hidrocarburi. În prezență de catalizatori (Ni sau Fe) , reacția se produce la temperaturi
mai scăzute.
Reacția de sinteză din elemente este o reacție de echilibru. (Ec. 6). Temperaturile mai
joase (300°C) favorizează obținerea metanului ( 97% CH 4, 3% H 2), temperaturile înalte (800°C)
favorizează reacția de descompunere a metanului în elemente (4.4% CH 4, 95.6% H 2) , iar la
temperaturi intermediare (600 °C) este favorizat echilibrul chimic (32% CH 4, 68% H 2).
4 22 CH H C
(6)
Procedeul Bergius de obținere a benzinei sintetice are la bază această reacție. Diferența
este că, în acest proces, nu se folosește carbon ul pur, ci cărbunii fosili. În moleculele acestora,
13 există un număr mare de atomi de carbon legați între ei, dar care formează legături și cu
hidrogenul, favorizând reacția de hidrogenare.
b) Hidroliza compușilor organo -metalici
Compușii organo -metalici se obțin relativ ușor , prin reacția derivaților halogenați ai
hidrocarburilor cu metale (Mg), în soluție de eter anhidru (Reactivi Grignard) , conform reacției
(7):
MgICH MgI CH3 3
(7)
Prin h idroliza acestora, se obțin hidrocarburi (în cazul de față, metan), conform reacției
(8):
I OHMg CH OH MgICH )(4 2 3
(8)
La nivel industrial, cele două metode nu sunt folosite. În caz ul sintezei din elemente,
pe lângă metan, se mai formează și alte hidrocarburi, iar separarea acestora ar presupune costuri
ridicate.
Hidroliza compușilor organo -metalici nu este fezabilă la nivel industrial, deoarece
obținerea Reactivilor Grignard se real izează in situ, iar inițierea reacției la o scară mare se
realizează destul de greu. Un alt inconvenient al metodei este exotermia puternică a reacției,
greu de controlat la nivel industrial.
c) Fermentație anaerobă (metanogeneză)
Biogazul se obține prin ferm entație anaerobă a materiilor prime organice (substraturi)
de diferite naturi. Compoziția biogazului este formată preponderent din metan (50 -85%) și
dioxid de carbon . Procesul se desfășoară în prezența unor microorganisme metanogene (strict
anaerobe) . Aces tea se găsesc, în general, în natură, în mlaștini, în oceane și în sistemul digestiv
al animalelor.
În industrie, biogazul se obține prin fermentarea unor substraturi de natură organică,ce
au în compoziția lor proteine, glucide și lipide. Condițiile în ca re se lucrează favorizează
creșterea și dezvolta rea microorganisemlor.
Factorii care influențează procesul de fermentație sunt următorii:
• Materia primă trebuie să asigure necesarul de nutrienți ce favorizează
dezvoltarea și activitatea microorganismelor. Materiile prime utilizate pot fi de
proveniență diferită, lucru ce influențează și producția specifică de biogaz (de
exemplu , din lujeri de roșii se obține 606 L/kg S.U., cu un conținut mediu de
metan de 74.7%)
• Temperatura influențează puternic producția d e biogaz . În aceste condiții, în
funcție de temperatura la care își desfășoară activitatea, microorganismele se
14 împart în trei categorii: microorganisme criofile , care își desfășoară activitatea
la temperaturi cuprinse între 12 -24°C, microorganisme mezo file, care își
desfășoară activitatea la temperaturi cuprinse între 25 -40°C și microorganisme
termo file, care își desfășoară activitatea la temperaturi cuprinse între 50 -60°C.
• pH-ul este mai slab acid în primele etape de fermentație (5.5 -7), în etapele fnale
ajungând la valori de 6.8 -8.
• Presiunea are o influență puternică asupra procesului de fermentație. S -a
demonstrat faptul că , atunci când valoarea presiunii hidrostatice scade sub
valoarea de 0.4 atm, metanul nu se mai degajă ;
• Agitarea este importantă în p rocesul de fermentație, deoarece, în lipsa acesteia,
materialul supus fermentării se va coagula. Bulele de gaze antrenează
particulele ușoare, formând la suprafața masei de reacție o crustă, lucru care va
încetini procesul de fermentație. (Biogaz -instalați i)
d) Hidrogenarea oxizilor de carbon
Reacția de hidrogenare a monoxidului de carbon are loc la temperatura de 250 -300°C,
în prezența catalizatorilor de nichel, cu degajare de căldură. Monoxidul de carbon se transfo rmă
aproape cantitativ în metan, conform rea cției (9):
OH CH H CO2 4 23
(9)
Dioxidul de carbon reacționează similar cu hidrogenul , însă la temperaturi mai ridicate
(>400 °C) (Nenițescu, 1973) .
Una din tre primele instalații comerciale de metanizare a oxizilor de carbon a fost
realizată în 1981 în Statele Unite, având o capacitate de 40 MW . Principalul scop al acestei
instalații nu era cel de obținere a metanului, ci de generare a căldurii de proces sub formă d e
abur (C.R. Davis, 1981) .
1.5. Procedee industriale de obținere a metanului
Procedeul Lurgi
Prima instalație industrială de sinteză a metanului (Great Plains Synfuels Plant) a fost
pusă în funcțiune în 1984 în Dakota de Nord, Statele Unite. Aceasta ave a la bază procedeul
Lurgi de obținere a metanului din gaz de sinteză provenit de la o instalație de gazeificare a
cărbunilor. Instalația era formată din 14 gazeificatoare cu strat fix, tip Lurgi Mark IV, urmate
de o unitate de conversie și o unitate de înd epărtare a sulfului și dioxidului de carbon prin
procedeul Rectisol . (Figura 4)
15
Figura 4: Schema de proces simplificată a instalației Great Plains Synfuels
În gazeificatorul de cărbune, 16 000 tone/zi de lignit sunt prelucrate cu oxigen și abur .
Efluentu l rezultat este răcit, pentru condensarea apei. Oxigenul necesar provine de la o
instalație de separare a aerului , formată din site moleculare și o unitate de separare criogenică .
În unitatea de spălare Rectisol, sunt îndepărtate hidrocarburile și sulful. După unitatea de
metanizare, gazul obținut este comprimat și uscat , iar dioxidul de carbon este îndepărtat din
instalație.
Începând cu 1999, dioxidul de carbon este folosit la creșterea gradului de recuperare al
petrolului din zonele de exploatare aflate î n apropiere.
Procedeul TREMP
Între anii 1970 -1980, Kernforschungszentrum J ülich, Rheinische Braunkohle nwerke
(Germania) și Haldor Tops øe (Danemarca) au făcut cercetări asupra reformării cu abur a
metanului și asupra metanizării gazului de sinteză, ca proc es ciclic, proiectat să depoziteze și
să distribuie pe distanțe mari căldura de proces rezultată de la reactoarele nucleare de înaltă
temperatură.
Instalația de metanizare ADAM I (Anlage mit Drei Adiabaten
Methanisierung sreaktoren) era formată din trei rea ctoare de metanizare cu strat fix operate în
regim adiabat , cu reciclu, conform procedeului TREMP al lui Haldor Tops øe. (Figura 5)
16
Figura 5: Schema procesului TREMP
Procedeul Linde
Procedeul Linde, dezvoltat de către Linde AG (Germania), în 1970 , presupu ne
metanizarea gazului de sinteză într -un reactor izoterm cu strat fix de catalizator, cu schimb de
căldură indirect. R ăcirea se face prin tr-un sistem de tuburi fixate în stratul de catalizator (Figura
6).
Figura 6 : Reactorul izoterm Linde
17 Acest tip de r eactor a fost gândit să producă abur, datorită exotermiei puternice a
reacției de metanizare. O parte din aburul generat este amestecat cu gazul de sinteză pentru a
minimiza riscul de depuneri a particulelor de carbon pe catalizator. În Figura 7 este preze ntată
diagrama de proces pentru metanizarea gazului de sinteză.
Figura 7: Schema procesului Linde
Amestecul format din gaz de sintez ă și hidrogen este alimentat în secvența de rectoare
formată dintr -un reactor izoterm și unul adiabat. Pentru a mări randa mentul de obținere a
metanului, o parte din efluentul rezultat din reactorul izoterm este alimetat în reactorul adiabat.
Produșii de reacție rezultați sunt amestecați și răciți, pentru condensarea apei rezultată din
reacție.
Nu există informații despre cat alizatorul folosit sau despre condițiile de operare și nici
dacă acest proces este folosit la ora actuală. În schimb, se cunoaște faptul că reactorul izoterm
Linde este folosit în instalațiile de obținere a metanolului.
1.6. Caracterizarea materiilor prime
Mate riile prime utilizate în procesul de captare și metanizare a dioxidului de carbon
sunt: gaze de ardere , soluție diluată de carbonat de potasiu (K 2CO 3) și hidrogen . Hidrogenul
este obținut i ndustrial prin electroliza apei, iar soluția de carbonat de potasiu este obținută prin
reacția hidroxidului de sodiu cu dioxidul de carbon în apă.
18 În Tabelul 3 sunt prezentate pr oprietățile compușilor studiați, extrase din programul
Aspen Properties . Informațiile referitoare la riscul pe care acești compuși îl prezintă su nt
prezentate în Anexa 1.
Tabel 3: Proprietățile compușilor de interes
Mărime fizică Simbol Unitate
de
măsură KOH H2O CO 2 H2 CH4
Masă molară M g/mol 138.205 18.015 44.01 2.016 16.04
Temperatură
normală de
fierbere Tf K 1600 373.2 194.6 20.4 111.66
Tempe ratura
critică Tc K – 647.3 304.1 33.2 190.7
Presiunea critică pc bar – 221.2 73.7 13 46.41
Volum critic Vc cm3/mol – 57.1 93.9 65.1 99.2
Entalpia standard
de formare ΔfH0298 kJ/mol -425.8 -242 -393.8 0 -749
Entalpia liberă de
formare ΔfG0298 kJ/mol –380.2 -228.8 -394.6 0 -508.7
1.7. Utilizarea metanului
Metanul, natural sau de sintez ă, este folosit cel mai adesea ca și combustibil, în
instalațiile industriale, dar ca și combustibil casnic, datorită puterii sale calorice (40 MJ/m3, în
comparație cu hidroge nul care are o putere calorică de 12.7 MJ/m3). (Müller et al. , 2013)
În Figura 4 sunt prezentate principalele domenii în care este utilizat gazul metan.
Figura 4: Domeniile de utilizare a metanului ( C2ES )
19 Acesta este folosit și în industrie, procesele industriale grupându -se în două categorii
importante:
• Procese primare care consumă metan sau gaze derivate din metan (CO, CO 2,
H2);
• Procese derivate care prelucrează produsele obținute din procesele primare.
În Tabelul 4 sunt prezentate principalele produse obținute prin prelucrarea primară și
secundară a me tanului (Părăușanu, 1982) .
Tabelul 4 .1: Produse rezultate prin prelucrarea chimică a metanului
Procese primare Procese secundare
Produs principal Proces Reactanți Produse principale
Acetilenă Termocracar e CH 4 Acetaldehidă, clorură de vinil,
policlorură de vinil
Oxidare parțială O2, CH 4 Acetat de vinil, poliacetat de vinil,
alcool polivinilic, vinilacetilenă,
cloropren, policloropren, acrilați, acid
acrilic, copolimeri
Acid cianhidric Oxidare NH 3, O2
CH 4 Cianamidă
Acrilonitril, poliacrilonitril, metacrilat
de metil, plexyglass
Derivați
halogenați Halogenare CH 4, Cl,
Br, I, F Solvenți, agenți de extracție și răcire,
aerosoli, siliconi, metilceluloză,
poliamide, polimeri
Sulfură de carbon Conversie
catal itică CH 4, S Xantați – fibre și filme, viscoză
Solvenți
Fungicide, ierbicide etc.
Nitrocomponenți Nitrare CH 4,
HNO 3 Nitrometan – solvenți
Proteine Oxidare
bacteriană CH 4, aer,
apă, săruri
organice Produse furajere
Negru de fum Termocracare
Oxidare parți ală CH 4
O2 (aer),
CH 4 Pigmenți pentru vopsele
Material de umplutură pentru
elastomeri
20 Tabelul 4 .2: Produse rezultate prin prelucrarea gazelor de sinteză obținute din metan
Procese primare Procese secundare
Produs
principal Proces Reactanți Produse principale
CO/H 2
Gaz de sinteză Reformare
catalitică cu
abur CH 4
H2O/CO 2 Metanol, formaldehidă , aminoplaste,
fenoplaste, acid acetic
Oxidare
parțială O2, CH 4 Oxoproduși, hidrocarburi sintetice
H2/N2 Reformare
catalitică cu
abur H2O/aer
CH 4 Amoniac, fer tilizanți chimici, acid
azotic și derivați nitrici, hidrazină,
hidroxilamină, uree, amine și alte
produse secundare
CO Reformare
catalitică cu
abur H2O/CO 2 Izocianați, poliuretani, fosgen ,
policarbonați, acid carbonic și
produse secundare Oxidare
parția lă CH 4
H2 Reformare
catalitică cu
abur
Oxidare
parțială H2O, CH 4
O2, CH 4 Produse de hidrogenare
CO/H 2 Reformare
catalitică cu
abur H2O/aer, CH 4
H2O/CO 2,
CH 4 Gaz reducător pentru industria
metalurgică Oxidare
parțială O2 (aer), CH 4
1.8. Producători princi pali pe plan mondial
Principalii producători de gaz natural sintetic (SNG) la nivel mondial sunt: Haldor
Topsøe (cu procedeul TREMP) , cu o capacitate de 1.4 mld. Nm3/an și Dakota Gasification
Company (cu procedeul Lurgi) – Great Plains Synfuels Plant , care procesează 16 000 t/zi de
lignit și are o capacitate de 3050 t/zi SNG.
1.9. Normative europene
Dioxidul de carbon reprezintă principalul gaz cu efect de seră și este gazul de referință
în raport cu care se măsoară impactul altor substanțe cu efect de seră. Un alt gaz cu efect de
21 seră este metanul, al cărui potențial de încălzire globală este calculat sub formă de dioxid de
carbon echivalent (CO 2e). De exemplu, o tonă de metan este echivalentă cu 25 de tone de CO 2
(Parlamentul European) .
Datorită efectelor nega tive asupra mediului ale acestor gaze, Parlamentul European și
Consiliul Uniunii Europene au adoptat Decizia nr. 406/2009, ce presupune reducerea emisiilor
mondiale cu efect de seră , până în 2050 , cu cel puțin 50% față de valorile înregistrate în 1990.
De asemenea, Parlamentul European a impus o serie de regulamente în domeniul
securității și sănătății pentru următoarele substanțe (Tabelul 5) :
Tabelul 5: Regulamente europene în domeniul securității și sănătății (Linde Gaz România):
Regulament UE Denumire ch imcă CAS Concentrație
Regulamentul nr. 1907/2006
Anexa XVII Lista substanțelor
care fac obiectul restricției la
introducerea pe piață și utilizare Hydrogen 1333 -74-0 100%
Directiva 96/82/CE (Seveso II)
privind controlul pericolelor de
accident major car e implică
substanțe periculoase Hydrogen 1333 -74-0 100%
Directiva 98/24/CE referitoare la
protecția muncitorilor împotriva
riscului legat de agenți chimici la
locul de muncă Hydrogen 1333 -74-0 100%
Methane 74-82-8 100%
Directiva 2004/37/CE privind
protecția lucrătorilor împotriva
riscurilor legate de expunerea la
agenți cancerigeni sau mutageni la
locul de muncă Methane 74-82-8 100%
Directiva 96/61/CE privind
prevenirea și controlul integrat al
poluării (PCIP): Articolul 15,
Registrul European de Emi sii
Poluante (REEP): Carbon Dioxide 124-38-9 100%
22 1.10. Prezentare comparativă bazată pe criteriul sustenabilității
La ora actuală există mai multe procedee de fabricare a gazului metan de sinteză, cele
mai importante fiind cele care au ca materie primă gazu l de sinteză (syngas), alte tehnologii
fiind în fază pilot. Din studiul realizat, s -a constatat că, în momentul de față, nu există
tehnologie de sinteză a gazului metan, pornind de la captarea dioxidului de carbon din gaze de
ardere.
Dintre tehnologiile d e captare a dioxidului de carbon prezentate în Capitolul 1.3 , s-a
ales tehnologia de captare ce folosește ca material absorbant soluție diluată (3%) de carbonat
de potasiu, datorită condițiilor blânde de operare și a faptului că nu se formează produși
secundari (carbamați) ca în cazul absorbției cu amine și amoniac ( Kothandaraman , 2010).
În ceea ce privește unitatea de metanizare, s -a ales cazul în care se lucrează în exces de
hidrogen, pentru a realiza o conversie cât mai mare a dioxidului de carbon. De as emenea, s -a
ales ca operarea reactoarelor să se facă în condiții izoterme, datorită posibilității de integrare
termică a instalației.
2. Dimensionarea tehnologică
În aceasta lucrare s-a realizat proiectarea unei instalații de obținere a gazului metan de
sinte ză, în regim continuu, cu o ca pacitate de 30000 Sm3/h, utilizând ca materie primă dioxid
de carbon captat din gaze de ardere. Problema captării și metaniză rii CO 2 s-a pus din
considerente de mediu (concentrația de dioxid de carbon a crescut alarmant de mul t în ulti mii
ani, cauzând efectul de seră ).
2.1. Proiectarea concetuală
Schema conceptuală propusă pentru i nstalaț ia de metanizare a dioxidului de carbo n
captat din gaze de ardere conț ine urmatoarele etape (Figura 5):
– Captarea dioxidului de carbon (absorbție/de sorbție și separare L -V)
– Metanizarea dioxidului de carbon (reacție și separare).
În Unitatea de captare are loc separarea dioxidului de carbon din gazele de ardere, într –
o coloană de absorbție. Efluentul rezultat este alimentat ulterior într -o coloană de s tripare cu
abur, pentru recuperarea materialului absorbant. Amestecul format din apă și dioxid de carbon
este trecut printr -o secție de separare lichid -vapori, în care apa este condensată și eliminată din
sistem, iar CO 2 este transportat către Unitatea de metanizare.
23
Figura 5: Schema bloc a procesului
În unitatea de metanizare, are loc reacția propriu -zisă de obținere a metanului prin
hidrogenarea dioxidului de carbon, care se realizează în două reactoare operate în regim
izoterm.
Materiile prime utiliza te în acest proces sunt următoarele: soluție de K 2CO 3, necesară
captării dioxidului de carbon din gaze de ardere, abur, necesar stripării dioxidului de carbon
din soluția de K 2CO 3 îmbogățită și hidrogen, pentru reacția de hidrogenare a dioxidului de
carbon .
2.2. Descrierea procesului tehnologic
Unitatea de captare
Gazele de ardere ce conț in majoritar azot, oxigen, dioxid de carbon și apă sunt răcite
până la temperatura de 25°C și destinse până la presiunea de 1.4 bar, apoi alimentate într-o
coloană de absorbț ie (Absorber), în scopul separă rii dioxidului de carbon de restul gazelor.
Absorbț ia se face cu soluț ie de K 2CO 3, diluat ă, obținută din reacția hidroxidului de potasiu cu
dioxidul de carbon în apă. Alimentarea coloanei se face cu soluție proaspată și recircul ată de
la coloana de stripare ( Stripper ). Efluentul îmbogățit î n dioxid de carbon este transportat că tre
coloana de stripare cu abur (Stripper), care operează la 53 °C și 0.148 bar . Coloana de stripare
are rolul de a separa dioxidul de carbon și de a recupe ra soluția de carbonat de potasiu pentru
a putea fi refolosită . De la coloana de stripare rezultă un efluent format din apă ș i dioxid, care
este răcit până la 26 °C și alimentat în vasul de separare lichid -vapori (V -100). În vasul V -100,
separarea se face l a 0.1 bar. Amestecul gazos rezultat în urma separării este răcit din nou, până
la temperatura de 15 °C și alimentat în al doilea vas de separare lichid -vapori, V -101, operat tot
la vid (0.12 bar) în scopul separării CO 2. Efluentul lichid provenit de la ulti ma treaptă de
separare este recirculat, pentru a nu pierde dioxidul de carbon dizolvat în apă.
24 Randamentul captării în coloana de absorbție este de 99.88%, iar randamentul global
de captare este de 95.38%.
În Figura 6 este prezentată schema unității de cap tare a dioxidului de carbon.
Figura 6: Schema Unității de captare a dioxidului de carbon
Unitatea de metanizare
Există două cazuri diferite în ceea ce privește condițiile de operare ale reactoarelor din
Unitatea de metanizare. Primul caz presupune o conv ersie ridicată a hidrogenului urmată de
separarea și recircularea dioxidului de carbon nereacționat. În al doilea caz se lucrează în exces
de hidrogen (raport H 2/CO 2 = 6), pentru a maximiza conversia dioxidului de carbon, hidrogenul
nereacțio nat fiind sepa rat și recirculat (Bălan et al. , 2016) .
În cazul de față , s-a optat pentru a doua variantă, deoarece unul din scopurile principale
este obținerea gazelor combustibile cu concentrație ridicată de metan, separarea hidrogenului
nefiind necesară.
Dioxidul de carbon provenit de la Unitatea de captare și hidrogenul proveni t de la o
unitate de electroliză sunt amestecați prin intermediul unui mixer, comprimați până la presiunea
de 30 bar, apoi încălziți până la temperatura de 460° C și alimentați î n primul reactor (R-100).
Efluentul rezultat este condensat și răcit până la temperatura de 2°C în schimbătorul de căldură
E-101, după care este alimentat în vasul de separare lichid -vapori, V -100, pentru eliminarea
apei. Amestecul gazos este comprimat, reîncă lzit până la temperatura de 460 °C și alimentat în
al doilea reactor (R -101). Fluxul provenit de la reactor este răcit până la temperatura de 2°C și
destins până la pres iunea de 5 bar, apoi alimentat î ntr-un separator lichid -vapori (V -101),
pentru separarea apei rezulta tă din reacție .
25 Cele două reactoare sunt prevăzute cu un sistem de răcire prin manta, pentru a asigura
izotermicitatea sistemului. Reacțiile de hidrogenare a oxizilor de carbon sunt puternic
exoterme, sistemul de răcire fiind necesar pentru a evita formare a particulelor de carbon și
inactivarea stratului de catalizator. Catalizatorul utilizat este un catalizator pe bază de nichel,
cu aplicabilitate în domeniul temperaturilor înalte.
În Figura 7 este prezentată schema unității de metanizare a dioxidului de c arbon.
Figura 7: Schema Unității de metanizare a dioxidului de carbon
2.3. Reacții chim ice
Captarea dioxidului de carbon, în Unitate de captare, se face în soluție diluată de
carbonat de potasiu, prin absorbție chimică (chemosorbție). Această soluție se obțin e prin
reacția hidroxidului de sodiu cu dioxidul de carbon în apă (10) .
OH COK CO KOH2 3 2 2 2
(10)
Reacțiile chimice care au loc la absorbția/striparea dioxidului de carbon sunt de
echilibru, de disociere și cinetice. Reacțiile de echilibru sunt cele, de formare a sistemului
CO 2/HCO 3- (11), de formare a sistemului HCO 3-/CO 32- (12) și de disociere a apei ( 13).
3 3 2 22 HCO OH OH CO
(11)
2
3 3 2 3 CO OH OH HCO
(12)
OH OH OH3 22
(13)
Reacțiile de diosociere ireversibile sunt cele de disoc iere a hid roxidului de sodiu (14),
a carbonatului de potasiu (15 ) și de disociere a bicarbonatului de potasiu (16 ).
OH K KOH
(14)
2
3 3 2 2 CO K COK
(15)
3 3 HCO K KHCO
(16)
Reacțiile cinetice vor fi prezentate la Capitolul 2.3 . (Aspen Tech nology ).
26 Reacția principală care are loc în Unitatea de metanizare este cea de hidrogenare a
dioxidului de carbon (1 7). Pe lângă aceasta, mai au loc reacția de conversie a dioxidului de
carbon la monoxid de carbon ( Reverse of Water -Gas Shift –(18)) și de h idrogenare a
monoxidului de carbon (19), de aici rezultând necesitatea excesului de hidrogen.
OH CH H CO2 4 2 2 2 4
(17)
OH CO H CO2 2 2
(18)
OH CH H CO2 4 23
(19)
Reacția principală are loc în fază gazoasă, la temperatura de 460 °C și presiu nea de 30
bar, într -un reactor tubular cu răcire, datorită exotermiei ridicate atât a reacției principale, cât
și a celei secundare (metanizarea monoxidului de carbon). În Tabelul 6 sunt prezentate
entalpiile de reacție ale celor trei reacții.
Tabelul 6: E ntalpiile reacțiilor
Reacție Entalpie de reacție, ΔH, kJ/mol
OH CH H CO2 4 2 2 2 4
-165
OH CO H CO2 2 2
41.15
OH CH H CO2 4 23
-206.1
2.4. Cinetica procesului
La captarea CO 2 au loc reacții reversibile și ireversibile (enumerate la Capitolul 2.3) de
disociere și reacții cinetice, ( 20) și (21 ).
3 2 HCO OH CO
(20)
OH CO HCO2 3
(21)
Aceste două reacții reprezintă etapele determinante de viteză, a căror expresii de viteză
sunt de tip putere simplificată (2. 1):
N
ia
iniCRTEkTr
1exp
(2.1)
Unde: r – viteza de reacție;
k – factor pre -exponențial;
n – exponentul temperaturii, egal cu 0 în cazul de față;
E – energia de activare , cal/mol ;
27 R – constanta universală a gazului ideal , cal/(mol K) ;
N – numărul de specii participante la reacția chimică;
Ci – concentrația molară a componentului i;
ai – coeficientul stoechiometric a componentului i în reacție.
În Tabelul 7 sunt prezentate valorile parametrilor E și k pentru calculul vitezelor celor
două reacții (Aspen Technology) .
Tabelu l 7: Valorile parametrilor E și k
Reacție k E, cal/mol
3 2 HCO OH CO
4.32e+13 13249
OH CO HCO2 3
2.38e+17 29451
Pentru hidrogenarea dioxidului de carbon, relația pentru viteza de reacție este de tip
LHHW, de forma (2.2):
213
5,21
1) / 1(
2 2 2 4 4 2 22
2 4
2
H OH OH CH CH H H CO COCO H
OH CH
H
p p K p K pK pKKp p
p p
pk
r
(2.2)
Pentru reacțiile secundare, expresiile vitezelor de reacție sunt tot de tip LHHW, de forma (2.3)
și (2.4):
222 2
2) / 1(
2 2 2 4 4 2 22
2
2
H OH OH CH CH H H CO COCO H
OH CO
H
p p K p K pK pKKp p
p ppk
r
(2.3)
234
2
5,33
3) / 1(
2 2 2 4 4 2 22 2
2 4
2
H OH OH CH CH H H CO COCO H
OH CH
H
p p K p K pK pKKp p
p p
pk
r
(2.4)
Unde: ri – vitezele de reacție, kmol/(kg cat·h·bar);
k1, k3 -coeficienții expresiilor de viteză, kmol ·bar1/2/( kgcat·h);
k2 -coeficientul expresiei de viteză, kmol/(kg cat·h·bar);
Kj – constantă de echilibru de adsorbție a componentului j pe catalizator, bar-1;
pj – presiunea parțială a componentului j , bar;
28 K1, K3 – constan tele de echilibru ale reacțiilor (16) și (18), bar2;
K2 – constanta de echilibru a reacției (17);
Constantele de echilibru de adsorbție a componenților pe suprafața catalizatorului se
calculează cu ecuația van’t Hoff , de forma (2.5):
rj
Tj jTT RHK K
r11exp,
, j =CO, H 2, CH 4, H2O (2.5)
Unde: Kj,T – constantă de echilibru de adsorbție a componentului j pe catalizator,
jH
– entalpia de adsorbție, kJ/mol
Tr – temperatura de referință, K, în cazul de față T r = 648 K pentru k i, KCO, KH2 și 823K
pentru K CH4, KH2O;
Coeficien ții expresiilor de viteză se calculează cu relația de tip Arrhenius, de forma
(2.6):
ri
Ti iTTREkk
r11exp,
, i = 1,2,3 (2.6)
Unde: ki,T – coeficientul pre -exponențial al expresiei de viteză
Tr – temperatura de referință, K, î n cazul de față T r = 648 K pentru k i, KCO, KH2 și 823K
pentru K CH4, KH2O;
Ei – energia de activare a reacției i, kJ/mol.
Valorile parametrilor necesari în calculul vitezelor de reacție sunt prezentate în Tabelul
8 (Froment, 1989) .
Tabelul 8: Valorile para metrilor implicați în calculul vitezelor de reacție
k1,648 k2,648 k3,648 KCO,648 KH2,648 KCH4,823 KH2O,823
1.842 ·10-4 7.558 2.193 10-5 40.91 0.0296 0.1791 0.4152
E1 E2 E3 ΔHCO ΔHH2 ΔHCH4 ΔHH2O
kJ/mol
240.1 67.13 243.9 -70.65 -82.9 -32.28 -88.68
29 2.5. Catalizatori
Catalizatorii industriali cei mai utilizați la metanizarea oxizilor de carbon sunt
catalizatorii pe bază de nichel , pe suport de alumină. Producătorii principali pe plan mondial
sunt Haldor Tops øe, Lurgi/BASF și Davy.
În Tabelul 9 sunt prezentaț i principalii catalizatori industriali și domeniile de
temperatură în care aceștia au aplicabilitate (Weiss et al. , 2012; Li, 2014) .
Tabelul 9: Principalii catalizatori industriali
Proces Denumire
comercială Domeniu de
temperatură Caracteristici
Lurgi G1-86HT Ridicat:
280-650°C Compoziție: 45%wt Ni
Densitate: 900 kg/m3
Cădere de presiune: 60%
Forma catalizatorului: Inele
Conversie ridicată
Eficiență energetică ridicată
G1-85 Inele Mediu:
280-480°C Compoziție: 55%wt Ni
Densitate: 820 kg/m3
G1-85 Table te Ridicat:
280-650°C Compoziție: 55%wt Ni
Densitate: 1050 kg/m3
Cădere de presiune: 100%
Davy CRG -S2S
CRG -S2C Ridicat:
250-700°C Compoziție: Ni
Conversie ridicată
Eficiență energetică ridicată
Tops øe MCR -2X
PK-7 Mediu și ridicat:
250-700°C Compoziție: Ni
Conversie ridicată
Eficiență energetică ridicată
2.6. Simularea procesului tehnologic
Simularea procesului de metanizare a dioxidului de carbon, pornind de la captarea
acestuia , s-a realizat cu ajutorul software -ului Aspen Plus V9.
2.6.1. Pachet de proprietăți
Pentru Unitatea de captare a dioxidului de carbon, pachetul de proprietăți folosit este
Electroly te NRTL . Acest pachet de proprietăți este utilizat pentru a calcula proprietățile
electroliților în fază lichidă, în timp ce ecuația de stare Redlich -Kwong calcu lează proprietățile
componenților aflați în fază de vapori.
30 Dioxidul de carbon, azotul, oxigenul și hidrogenul sunt introduși ca și componenți
cărora li se aplică legea lui Henry, iar constantele Henry sunt preluate din baza de date a Aspen
Plus.
În cazu l Unității de metanizare, pachetul de proprietăți folosit este bazat pe ecuația de
stare Peng -Robinson -MHV2 (PRMHV2). Acestă metodă este o extensie a ecuației de stare
Peng -Robinson și poate fi folosit atât pentru componenți polari , cât și nepolari. În reg ulile de
amestecare MHV2, pentru calculul excesului de energie Gibbs se folosește modelul UNIFAC.
Regulile MHV2 de amestecare prezic coeficienții de intera cțiune binară la orice presiune, însă
acest lucru nu se aplică și în cazul gazelor ușoare (Aspen Tech nology) .
2.6.2. Simularea Unității de captare
Pentru simularea Unității de captare s-a pornit de la modelul propus de Aspen
Technology . Modelul inițial era format dintr -o coloană de absorbție și o coloană de stripare,
iar datele privind condițiile de operare provin de la o instalație pilot de captare a dioxidului de
carbon folosind carbonat de potasiu de la TU Berlin.
În Tabelul 10 sunt prezentate principalele detalii constructive ale coloanelor de
absorbție, respectiv de stripare de la care s -a pornit.
Tabelul 1 0: detalii constructive ale coloanelor
Parametrii constructivi Coloană de absorbție Coloană de stripare
Diametru, mm 100 100
Umplutura SULZER Mellapak 350Y SULZER Mellapak 350Y
Înălțime 2568 2568
Definirea reacțiilor chimice
Chimismul soluției de elect rolit a fost definit printr -un model de tip Chemistry , în care
au fost specificate reacțiile chimice (Figura 8). Setul de reacții definit în Properties/ Chemistry
(C-1) este folosit în calculul proprietăților electrolitului la nivelul întregii simulări.
31
Figura 8: Definirea setului global de reacții
Setul de reacții C-1 conține doar reacții de disociere și de echilibru , pentru cele din
urmă definindu -se parametrii de calcul a constantelor de echilibru, în fereastra Equilibrium
Constants . Constantele de ech ilibru se calculează cu o relație de forma (2.7), parametrii luați
în considerare fiind prezentați în Tabelul 11.
ln(T)CTBA) ln(Keq
(2.7)
Tabelul 11: Parametrii de calcul ai constantelor de echilibru
Reacția A B C
3 3 2 22 HCO OH OH CO
231.465 -12092.1 -36.7816
2
3 3 2 3 CO OH OH HCO
216.05 -12431.7 -35.4819
OH OH OH3 22
132.899 -13455.9 -22.4773
La acest set de reacții se mai adaugă un alt set de reacții (denumit K 2CO 3-R) a cărui
cinetică a fost specificată în Capitolul 2.4 . K2CO 3-R este asociat coloanei absorbție și celei de
stripare și este folosit la calculul acestora. (Figura 9)
32
Figura 9: Definirea setului de reacții atașate celor două coloane
2.6.3. Simularea zonei de reacție
Pentru simularea zonei de reacție, s-a pornit de la adăugare a componenților ce intră în
reacțiile chimice, alegerea pachetului de proprietăți corespunzător (PR MHV2 ) și
implementarea cineticii de tip LHHW propusă de Forment și Xu (1989) , Capitolul 2.4 .
Reacțiile au fost definite în subflowsheet -ul Simulation (Figura 10) și atașate
reactoarelor chimice.
Figura 10: Definirea reacțiilor chimice care au loc în instalația de metanizare
Schema procesului tehnologic simulat în Aspen Plus este prezentată în Anexa 2.
33 2.7. Bilanțuri de materiale
2.7.1. Bilanțuri de materiale pe fiec are operație
Bilanțurile de materiale se realizează pentru a afla necesarul de materii prime utilizate
în proces, în scopul obținerii producției dorite.
În Tabelul 12 sunt prezentate bilanțurile de materiale p e fiecare utilaj, în Tabelul 13
este prezentat bilanțul pe întreaga instalație, iar în Tabelul 14 sunt pr ezentate consumurile
specifice de mate rii prime, în kg materii prime/ kg produs.
Rezultatele au fost obținute în urma simulării în Aspen Plus.
Bilanțurile de materiale pentru Unitatea de captare
Tabe lul 12 .1 : Bilanțurile de materiale pe ntru coloana de a bsorbție ABSORBER
Substanță Utilaj: ABSORBER
Intrare Ieșire
GAZE , kg/h K2CO 3, kg/h N2,O2, kg/h K2CO 3-I, kg/h
CO 2 8312.9 54.571 9.35 7124.93
H2O 6260 .64 979751 858.34 984646.42
K2CO 3 0 0 0 0
KHC O3 0 0 0 0
CO 32- 0 1823.79 0 143.19
H+ 0 0 0 0
HCO 3- 0.07 10601.5 0 14020.34
N2 43611 0.234 4073 6.30 2876.95
K+ 0 9170.67 0 9170.67
H2 0 0 0 0
OH- 0 0.352 0 0
KOH 0 0 0 0
H3O+ 0.022 0 0 0
O2 5755.1 2 0.213 4764.66 990.68
Total 63939.75 1001402 46368.65 1018973
34 Tabelul 12.2 : Bilanțurile de materiale pentru coloana de stripare STRIPPER
Substanță Utilaj: STRIPPER
Intrare Ieșire
ABUR , kg/h K2CO 3-1, kg/h ACIDGAS ,
kg/h K2CO 3-S, kg/h
CO 2 0 7035.28 8117.16 12.93
H2O 56000 984610 6006.96 103504 9.64
K2CO 3 0 0 0 0
KHCO 3 0 0 0 0
CO 32- 0 20.97 0 1509.6 4
H+ 0 0 0 0
HCO 3- 0 14268.92 0 11237.3 5
N2 0 2876.95 2876.9 5 0
K+ 0 9170. 37 0 9170.67
H2 0 0 0 0
OH- 0 0 0 1.19
KOH 0 0 0 0
H3O+ 0 0 0 0
O2 0 990.6 8 990.6 8 0
Total 56000 1018973.1 7 17991. 75 1056981.43
Tabelul 12.3 : Bilanțurile de materiale pentru vasul de separare V -100
Substanță Utilaj: V -100
Intrare Ieșire
S11, kg/h CO 2+H 2O, kg/h H2O, kg/h
CO 2 8117.14 8067.5 49.64
H2O 6006.95 2869.7 3127.25
K2CO 3 0 0 0
KHCO 3 0 0 0
CO 32- 0 0 0
H+ 0 0 0
HCO 3- 0.03 0 0.03
N2 2876.95 2876.73 0.22
35 K+ 0 0 0
H2 0 0 0
OH- 0 0 0
KOH 0 0 0
H3O+ 0.01 0 0.01
O2 990.68 990.48 0.2
Total 17991.75 14804.4 3187.35
Tabelul 12.4 : Bilanțurile de materiale pentru vasul de separare V -101
Substanță Utilaj: V-101
Intrare Ieșire
S1, kg/h CO 2, kg/h Apă+CO 2, kg/h
CO 2 8067.5 7928.64 138.85
H2O 2869.7 904.4 1965.29
K2CO 3 0 0 0
KHCO 3 0 0 0
CO 32- 0 0 0
H+ 0 0 0
HCO 3- 0 0 0
N2 2876.73 2876.47 0.26
K+ 0 0 0
H2 0 0 0
OH- 0 0 0
KOH 0 0 0
H3O+ 0 0 0
O2 990.48 990.24 0.24
Total 14804.4 12669.75 2104.65
36 Bilanțurile de materiale pentru Unitatea de metanizare
Tabelul 12.5 : Bilanțurile de materiale pentru reactorul R -100
Substanță Utilaj: R -100
Intrare Ieșire
S1, kg/h S2 , kg/h
CO 2 15843.5 378.94
H2 4741.88 2919.13
CH 4 0 2956.1 6
H2O 0 9650.0 1
CO 0 4681.1 4
Total 20585.4 20585.4
Tabelul 12.6 : Bilanțurile de materiale pentru vasul de separare V -100
Substanță Utilaj: V -100
Intrare Ieșire
S9, kg/h S10, kg/h S11, kg/h
CO 2 378.94 7.97 370.98
H2 2919.13 10.51 2908.62
CH 4 2956.17 4.14 2952.02
H2O 9650.02 9599.59 50.43
CO 4681.15 29.11 4652.04
Total 20585.41 9651.32 10934.09
Tabelul 12.7 : Bilanțurile de materiale pentru reactorul R -101
Substanță Utilaj: R -101
Intrare Ieșire
S13 , kg/h S14, kg/h
CO 2 370.98 0.02
H2 2908.62 1836.33
CH 4 2952.02 5751.45
H2O 50.43 3345.91
CO 4652.04 0.38
Total 10934.09 10934.09
37 Tabelul 12.8 : Bilanțurile de material e pentru vasul de separare V -101
Substanță Utilaj: V -101
Intrare Ieșire
S16, kg/h S17, kg/h S18, kg/h
CO 2 0.02 0 0.02
H2 1836.33 3.26 1833.07
CH 4 5751.45 3.95 5747.5
H2O 3345.91 3310.44 35.47
CO 0.38 0 0.38
Total 10934.09 3317.65 7616.44
2.7.2. Bilanțuri de materiale pe instalație
Tabelul 13.1: Bilanțurile de mat eriale pe Unitatea de captare
Substanță Unitatea de captare
Intrare Ieșire
GAZE ,
kg/h K2CO 3,
kg/h ABUR,
kg/h N2,O2,
kg/h Purjă1 ,
kg/h H2O,
kg/h CO 2,
kg/h Purjă2,
kg/h
CO 2 8310.899 0.1 0 9.35 1.29 49.64 7928.64 13.88
H2O 6260 .643 46472.49 56000 858.34 10352 5.67 3137.29 904.4 206.57
K2CO 3 0 0 0 0 0 0 0 0
KHCO 3 0 0 0 0 0 0 0 0
CO 32- 0 573.81 0 0 150.96 0 0 0
H+ 0 0 0 0 0 0 0 0
HCO 3- 0.0714 263.55 0 0 1123.73 0.03 0 0
N2 43611.015 0 0 4073 6.30 0 0.22 2876.47 0.03
K+ 0 917.07 0 0 917.07 0 0 0
H2 0 0 0 0 0 0 0 0
OH- 0 0.22 0 0 0.12 0 0 0
KOH 0 0 0 0 0 0 0 0
H3O+ 0.022 3 0 0 0 0 0.01 0 0
O2 5755.119 0 0 4764.66 0 0.2 990.24 0.02
Total 63937.77 48227.33 56000 46368.65 105718. 84 3187.35 12669.75 220.5
38 Tabelul 13.2: Bilanțurile de materiale pe Unitatea de metanizare
Substanță Unitatea de metanizare
Intrare Ieșire
S1, kg/h S2, kg/h S10, kg/h S17, kg/h S19, kg/h
CO 2 15843.5 0 7.97 0 0.02
H2 0 4741.88 10.51 3.26 1833.07
CH 4 0 0 4.14 3.95 5747.5
H2O 0 0 5599.59 3310.44 35.47
CO 0 0 29.11 0 0.38
Total 15843.5 4741.88 9651.22 3317.65 7616.44
2.7.3. Consumuri specifice de materii prime
Tabelul 14: Consumurile specifice de materii prime
Substanțe kg/kg produs
CO 2 2.16
H2 0.62
KOH 0.17
H2O 5.92
2.8. Bilanțuri termice
Bilanț urile energetice se întocmesc în jurul sistemelor în care se generează sau se
consumă căldură.
În Tabelul 15 sunt prezentate bilanțurile energetice pentru fiecare utilaj din instalație în
care se generează căldură sau se realizează schimb termic, în Tabelu l 16 este prezntat bilanțul
termic pe întreaga instalație, iar în Tabelul 17 sunt prezentate consumurile specifice de utilități,
necesare răcirii sau încălzirii. Rezultatele au fost obținute în urma simulării în Aspen Plus .
2.8.1. Bilanț uri termice pe fiecare op erație înainte de integrare termică
Tabelu l 15.1 : Bilanțul termic pentru răcitorul E -100
Sarcină, kW Utilaj : E-100
Intrare , °C Ieșire , °C
ACIDGAS ColdW in S11 ColdW out
39 2236.02 40.37 5 26 10
Tabelu l 15.2 : Bilanțul termic pentru răcitorul E -102
Sarcină, kW Utilaj: E -102
Intrare, °C Ieșire, °C
CO 2+H 2O ColdW in S1 ColdW out
1461.47 26 5 15 10
Tabelu l 15.3 : Bilanțul termic pentru răcitorul E -101
Sarcină, kW Utilaj: E -101
Intrare, °C Ieșire, °C
K2CO 3 ColdW in RECY ColdW out
31197.3 53.92 5 25 10
Bilanț termic pe Unitatea de metanizare înainte de integrare termică
Tabelu l 15.4 : Bilanțul termic pentru încălzitorul E-100
Sarcină, kW Utilaj : E-100
Intrare , °C Ieșire , °C
S5 FlueGas in S6 FlueGas out
10127.9 35 1000 460 600
Tabelul 15.5 : Bilanțul termic pentru reactorul R -100
Sarcină, kW Utilaj: R -100
Intrare, °C Ieșire, °C
S6 Apa in S7 Apa out
7695.33 460 25 460 35
Tabelu l 15.6 : Bilanțul termic pentru răcitorul E -101
Sarcină, kW Utilaj: E -101
Intrare, °C Ieșire, °C
S8 REFR in S9 REFR out
16191.5 456.6 -20 2 0
40 Tabelu l 15.7 : Bilanțul termic pentru încălzitorul E-102
Sarcină, kW Utilaj: E -102
Intrare, °C Ieșire, °C
S12 FlueGas in S13 FlueGas out
6722.23 35 1000 460 600
Tabelul 15.8: Bilanțul ter mic pentru reactorul R -101
Sarcină, kW Utilaj: R -101
Intrare, °C Ieșire, °C
S13 Apa in S14 Apa out
10723.81 460 25 460 35
Tabelu l 15.9 : Bilanțul termic pentru răcitorul E -103
Sarcină, kW Utilaj: E -103
Intrare, °C Ieșire, °C
S15 REFR in S16 REFR o ut
8544.96 458.3 -20 2 0
Tabelul 15.10 : Bilanțul termic pentru încălzitorul E -104
Sarcină, kW Utilaj: E -104
Intrare, °C Ieșire, °C
S18 Apa in S19 Apa out
147.11 2 25 15 20
Tabelul 15.11 : Bilanțul termic pentru compresorul C -100
Treapta de
compri mare Sarcină,
kW Utilaj: C-100
Intrare, °C Ieșire, °C
S11 Apa in S12 Apa out
1 748.94 67.73 25 35 35
2 1018.39 79.33 25 35 35
3 1022 79.35 25 35 35
4 1027.06 79.37 25 35 35
5 1034.1 79.4 25 35 35
41 Tabelul 15.12 : Bilanțul termic pentru compresoru l C-100
Treapta de
comprimare Sarcină,
kW Utilaj: C-101
Intrare, °C Ieșire, °C
S4 Apa in S5 Apa out
1 113.513 42.6 25 35 35
2 676.483 79.96 25 35 35
3 678.288 79.97 25 35 35
4 680.813 80 25 35 35
5 684.305 80.03 25 35 35
2.8.2. Bilanțuri termice pe in stalație înainte de integrare termică
Tabelul 16: Bilanțul energetic pe întreaga instalație înainte de integrare termică
Operație /denumire utilaj Debit Utilitate, kg/h Debit Căldură, kW
Schimb termic , E-100 388147 2260.2
Schimb termic, E -101 5357555.54 31197.3
Schimb termic, E -102 250981 1461.47
Schimb termic, E -100 71295.4 10127.9
Schimb termic, R-100 648550 7695.33
Schimb termic, E -101 13655721.5 16191.5
Schimb termic, E -102 47262.6 6722.23
Schimb termic, R -101 864733 10723.81
Schimb termic, E -103 7206733.9 8544.96
Schimb termic, E -104 25375.2 147.11
Schimb termic compresor C -100, E -1 129154 748.94
Schimb termic compresor C -100, E -2 175621 1018.39
Schimb termic compresor C -100, E -3 176243 1022
Schimb termic compresor C -100, E -4 177116 1027.06
Schimb termic compresor C -100, E -5 178330 1034.1
Schimb termic compresor C -101, E -1 19575.2 113.513
Schimb termic compresor C -101, E -2 116659 676.483
Schimb termic compresor C -101, E -3 116970 678.288
Schimb termic compresor C -101, E -4 117405 680.813
42 Schimb termic compresor C -101, E -5 118008 84.305
2.8.3. Consumuri specifice de utilități înainte de integrare termică
Tabelul 17: Consuuri specifice de utilitâți înainte de integrare termică
Utilitate kg/kg produs
Apă rece 1089.22
Solă 2739.13
Gaze de ardere 15.56
Apă de răcire 372.66
Apă 3.33
Atât bilanțul termic, cât și consumurile specifice de utilități după integrare termică vor
fi prezentate în Capitolul 4 („Optimizarea rețelei de schimbătoare de căldură”).
3. Dimensionarea și p redimensionare a utilaje lor
3.1. Predimensionarea utilajelor
Predimensionarea utila jelor este o etapă importantă în proiectarea unei instalații,
deoarece se obțin informații utile în realizarea calculului economic. Utilajele trebuie să fie
suficient de mari astfel încât fenomenul dorit să se realizeze , dar nu foarte mari, pentru a evita
costurile ridicate asociate utilajelor.
În cele ce urmează, vor fi prezentate utilajele și echipamentele grupate în funcție de
rolul lor tehnologic, cât și dimensiunile acestora (lungime/înălțime, diametru , arii).
Tabelul 18 : Predimensionarea coloanelor și vaselor
Denumire
utilaj Înălțime , m Diametru , m Înălțime umplutură , m
Absorber 10 3.66 6.096
Stripper 9 6.1 6.096
V-100 (C) 12 4 N/A
V-101 (C) 12 4 N/A
V-100 (M) 3 9 N/A
V-101 (M) 3 9 N/A
43 Tabelul 19: Predimensionarea schimbătoarelor de căldură (Floarea et. al. 1980)
Denumire utilaj Lungime , m Diametru nominal , m Arie de transfer , m2
Încălzitor, E -100 (M) 3 0.8 108
Răcitor, E -101 (M) 4 1.4 571
Încălzitor, E -102 (M) 3 0.6 71
Răcitor, E -103 (M) 6 0.7 193
Încălzitor, E -104 (M) 2 0.6 39
Răcitor C-100 1 -E-1 3 1 166
Răcitor C-100 1 -E-2 6 0.7 196
Răcitor C-100 1 -E-3 6 0.8 220
Răcitor C-100 1 -E-4 6 0.7 197
Răcitor C-100 1 -E-5 3 1.2 244
Răcitor C-101 1 -E-1 2 0.6 40
Răcitor C-101 1 -E-2 3 1 162
Răcitor C-101 1 -E-3 4 0.7 129
Răcitor C-101 1 -E-4 4 0.7 130
Răcitor C-101 1 -E-5 4 0.7 131
Răcitor E-100 6 1 428
Răcitor E-101 N/A N/A 1800
Răcitor E-102 6 1.6 940
(C) – Unitatea de captare
(M) -Unitatea de metanizare
Tabelul 20 : Predimensionarea react oarelor
Denumire
utilaj Lungime , m Diametru, m Înălțime umplutură, m
R-100 40 3.5 39
R-101 30 3 29
Tabelul 21 : Predimensionarea compresoarelor și pompelor
Denumire utilaj Putere, kW Eficiență, %
C-100 5014.76 72
C-101 3295.72 72
44 P-100 38.75 85
P-101 0.23 30
3.2. Dimensionare a utilaje lor
3.2.1. Dimensionarea reactorului R -100
Reactorul R -100, utilizat în prima treaptă de metanizare , este un reactor tubular cu strat
fix de catalizator. Datorită exotermiei ridicate a reacțiilor, trebuie asigurată răcirea acestuia din
două motive: la temperaturi mai mari de 5 00°C este favorizată reacția inversă ( de reformare cu
abur a metanului ), al doilea motiv fiind sensibilitatea catalizatorului la temperaturi de peste
650°C.
Pentru dimensionarea reactorului, s -au considerat urm ătoarele ipoteze simplificatoare:
• Se consideră regim staționar de lucru;
• Modelul reactorului este unidirecțional , pseudo -omogen, ideal ;
• Fenomenul de amestecare este neglijat , particulele fluidului deplasându -se în mod
perfect ordonat în lungul reactorului ;
• Mecanismul convectiv este singurul m ecanism de transport considerat.
Studiul echilibrului chimic reprezintă o etapă importantă în dime nsionarea reactorului,
deoarece compoziția la echilibru nu poate fi atinsă într -un reactor de lungime finită.
Considerân d că amestecul gazos supus transformării are comportare ideală, s -a
determinat compoziția la echilibru . Calculul constantei de echilibru pentru reacția de
metanizare a dioxidului de carbon s-a realizat utilizând r elația 2.7 :
prlnKTR GΔ
(2.7)
Unde:
GΔr – entalpia liberă de reacție, J/mol;
R – constanta universal ă a gazului ideal, J/mol/K;
T – temperatura de lucru, K;
Kp – constanta de echilibru , exprimată ca raport de presiuni.
Deoarece, în urma calculului efectuat, constant a de echilibru are valoare foarte mare
(Kp = 2.07E+07), iar conversia la echilibru are valoare 1, reacția po ate fi considerată
ireversibilă, în condițiile de lucru propuse (T = 523 K, p = 30 bar, H2/CO 2 = 5).
În urma bilanțului de materiale efectuat, s -a obținut valoarea debitului volumetric de
reactanți, pe baza căruia se poate calcula diametrul reactorului (rela ția 2.8 ).
45
mwDv4d0 (2.8)
Unde: Dv0 – debitul volumetric alimentat, m3/s;
w – viteza maximă a amestecului gazos în reactor, m/s ( wm = 1.4 m/s);
d – diametrul reactorului, m.
Astfel s -a obținut o valoare a diametrului de 4. 5 m.
Calculul lungmii stratului catalitic se calculează pe baza modelului reactorului cu
deplasare totală, utilizând durata de staționare în reactor, t0.
Pentru rea ctorul cu deplasare, durata de stațion are se calculează cu relația 2.9 , astfel:
X
SC A RAA
XvdXCt
00,1 0)(
(2.9)
unde: C1,0 – concent rația inițială a reactantului, mol/m3;
vRA – viteza de reacție (dependentă de conversie) , mol/kgcat/s;
ρSC – densitatea stra tului catalitic, kg cat/ m3fluid.
Viteza de reacție se poate determina cu ajutorul unei expresii de tip Langmuir –
Hinshelwood , conform relației 2.10 (Kai, 1988), luând în considerare și constantele de
echilibru de adsorbție pe suprafața catalizatorului ale dioxidului de carbon , apei și
hidrogenului.
OH OH CO CO H H1/2
CO1/2
H
RAp K p K p K(1p pkv
2 2 2 2 2 22 2
2/1 2/1
(2.10 )
Unde: pi – presiunea parțială a componentului i (i = H 2, CO 2, H2O);
k – constanta de viteză, mol/kgcat/s/kPa1/2;
Ki – constanta de echilibru de adsorbț ie pe catalizator a componen tului i;
Constantele de echilibru de adsorbție se calculează cu o relație de tip Arrhenius, (2.11 ),
ale căror factori preexponențiali, K0, și entalpii de adsorbție, ΔHa, sunt prezentate în Tabelul
22.
TRHK Kia
ii exp0
(2.11)
46 Tabel 22: Valorile factor ilor preexponentiali și ale entalpiilor de adsorbție pe suprafața
catalizatorului
Componenți K0 ΔH a, J/mol
Dioxid de carbon 1.43E-04 kPa-1/2 -29500
Apă 2.75E-08 kPa-1 -64300
Hidrogen 3.77E -11 kPa-1/2 -90200
Durata de staționare, t0, se determină utiliz ând metoda trapezelor. Se obține astfel o
valoare de 49.2 s.
Cunoscând viteza reală a amestecului gazos în reactor (ur = 0.8 m/s) și durata de
staționare, t 0, se poate afla lungimea stratului catalitic, L, ( relația ).
0tuLr
(2.12 )
Se obți ne, astfel, o lungime a stratului catalitic de 39 m.
Modelul matematic este alcătuit din ecuații care permit calculul proprietăților de interes
în lungul reactorului și anume compoziția, temperatura și presiunea. Soluționarea modelului
matematic s -a realiz at utilizând metoda Runge -Kutta de rezolvare numerică a ecuațiilor
diferențiale . Algoritmul de integrare este iterativ, cu pas variabil de integrare.
Modelul este alcătuit din ecuații de bilanț de materiale, sub formă de ecuații diferențiale
de bilanț masi c (2.13):
RA
MAT AvDS
dzdX
0,
(2.13)
Unde: ST – secțiunea de curgere a fluidului prin reactor, m2;
DMA,0 – debitul mol ar inițial, mol/s .
Evoluția conversiei în lungul reactorului este reprezentată în Figura 11.
47
Figura 11:Evoluția conversiei în lungul reactorului
În condiții normale, evoluția conversiei est e cea reprezentată în Figura 11. Se poate
observa faptul că echilibrul chimic se atinge după 15 m, ceea ce înseamnă că reactorul este
supradimensionat și lungimea acestuia ar trebui redusă.
Pentru bi lanțul termic, se folosește ecuația de bilanț termic particularizată pentru
reactorul tubular cu răcire prin manta. (relația 2.14 )
p ma T RA RA T
cDTT Kd v HΔ S
dzdT
) ( ) (
(2.14 )
Unde:
RAHΔ – entalpia de reacție, J/mol;
KT – coeficientul total de transfer termic, J/s/m2/K;
Ta – temperatura agentului termic, K.
Evoluția temperaturii într -un astfel de rea ctor este prezentată în Figura 12 .
0 5 10 15 20 25 30 35 4000.10.20.30.40.50.60.70.80.91
z, mXa
48
Figura 12:Evoluția temperaturii în reactorul cu răcire
Pentru a calcula căderea de presiune , s-a utilizat ecuația Ergü n (2.15):
pdufdzdp2
(2.15)
unde: ρ – densitatea amestecului gazos, kg/m3;
dp – diametrul particulei de catalizator, m;
u – viteza amestecului gazos în reactor, m/s;
f reprezintă căderea de presiune și se calculează cu expresia 2.16 :
pReε1150 1.75 f1
(2.16)
în care: ε reprezintă fracția de goluri a stratului catalitic;
Rep reprezintă criteriul Reynolds specific curgerii pe straturi granulare .
Variația presiunii cu lungimea reactorul ui este reprezentată în Figura 13.
0 0.2 0.4 0.6 0.8 1 1.2 1.4 1.6 1.8 2500550600650700750
z, mT, K
49
Figura 13:Variaț ia presiunii cu lungimea reactorului
Se constată faptul că valorile dimensiunilor obținute prin calculul riguros în Matlab ,
sunt apropiate valorilor obținute prin simulare în Aspen Plus .
Diametrele racordurilor trebuie cunoscute deoarece , la construirea re actorului , flanșele
de racordare trebuie să fie pre zente, iar acestea au dimensiuni fixe . Odată montate, demontarea
și înlocuirea lor impune costuri suplimentare .
Diametrele racordurilor s -au calculat cu relația 2.8. În funcție de valoarea obținută, se
ajustează vitezele , astfel încât diametrele obținute să corespundă standardului EN1029 -7.
Vitezele propuse au o valoare de 1 -5 m/s pentru lichide și 15 -35 m/s pentru gaze.
3.2.2. Dimensionarea schimbătorului de căldură E -102-1
Dimensionarea schimbătorului de căldură E-102-1 a fost realizată cu ajutorul
programului Exchanger Design and Rating V9 (EDR) din suita Aspen One .
Schimbătorul E -102-1 face parte din instalația de metanizare integrată termic și are
rolul de a răci efluentul provenit din reactorul R -1 de la 460 °C până la temperatura de 175.3 °C.
Răcirea acestuia se realizează prin intermediul curentului S -18-1, care trebuie încălzit de la
132.9 °C până la 288.7 °C pentru a fi alimentat în reactorul R -2. Circulația fluidelor are loc în
contracurent .
0 5 10 15 20 25 30 35 402.982.9822.9842.9862.9882.992.9922.9942.9962.9983x 106
z, mP, Pa
50 Pentru dimension area schimbătorului în EDR , proprietățile curenților și condițiile de
operare au fost importate din simularea procesului în Aspen Plus . S-a ales opțiunea Design
(Sizing) și s-au specificat locațiile celor două fluide: fluidul rece circulă prin manta, iar c el cald
prin țevi. S-a optat pentru estimarea căderii de pres iune, deoarece aceasta nu este specificată în
datele inițiale, iar rezistența dată de depunerile de cruste a fost estimată cu opțiunea Find
Fouling .
În ceea ce privește geometria schimbătorului de căldură, s -a optat pentru tipul
constructiv sugerat de program, conform TEMA (BEM: B – capac oval nedemontabil, E -manta
cu o trecere, M – placă tubulară fixată, asemănator cu B).
În Tabelul 23 sunt prezentate rezultatele obținute în urma simulării schim bătorului de
căldură E-102-1.
În urma simulării s -au obținut rezultatele prezentate în Tabelul
Tabelul 23:Rezultatele obținute în urma simulării
Performanța schimbătorului de căldură E -102-1
Tipul schimbătorului BEM
Arie de transfer efectivă, m2 160.1
Orientare Orizontal
Material Oțel carbon
Parametrii transferului de căldură
Manta Tuburi
Coeficientul total de transfer
termic al schimbătorului ,
W/m2 K 173.5 (curat)
166.9 (cruste)
Reynolds 63537.25 15573.65
Prandtl 0.52 0.76
Conductivitate term ică,
W/m K 0.1961 0.1035
Coeficientul total de transfer
termic, W/m2 K 400 311.5
Viteza de curgere 12.3 5.94
Geometria schimbătorului de căldură E-102-1
Manta Tuburi
Diametru (ID/OD), mm 625/701 14.83/19.05
Lungime , mm 5400 5215
Treceri 1 1
51 Număr 1 513
Pas – 23.81
Șicane 8 –
Orientare tuburi – 60°
În Figura 14 este prezentat profilul de temperatură a schimbătorului obținut în urma
simulării.
Figura 14: Profilul de temperatură al schimbătorului
Geometria finală a schimbătorului de căldură E -102-1 este prezentată în Anexa 3 .
4. Optimizarea rețelei de schimbătoare de căldură (integrare termică)
Optimizarea rețelei de schimbătoare de căldură are ca scop reducerea costurilor
utilităților folosite în instalație. De asemenea, s-a studia t posibilitate a generării de utilități (abur
de joasă presiune, abur de medie presiune).
Optimizarea rețelei de schimbătoare de căldură s -a realizat în Sprint .
4.1. Extragerea datelor
În Tabelul 24 sunt prezentați curenții folosiți în integrarea termică, iar în Tabelul 25
sunt prezentate utilitățile folosite la optimizarea rețelei de schimbătoare de căldură. De
menționat este faptul că doar curenții de la Unitatea de metanizare pot fi folosiți în integrare
termică, deoarece în Unitatea de captare există doar curenți calzi , iar implicarea lor în schema
52 de integrare ar crește irelevant consumul de utilități reci, fără a putea mări cantitatea de căldură
recuperată.
Tabel 24: Curenții implicați în integrarea termică
Curent TS, °C TT, °C Debit Căldură, kW
S5-S6 35 460 10127.9
R1 460 460 7695.33
S8-S9 456.6 2 16191.5
S12-S13 35 460 6722.23
R2 460 460 10723.81
S18-S19 2 15 147.11
Tabel 25: Utilitățile folosite la optimizarea rețelei de schimbătoare de căldură
Curent Tip utilitate TS, °C TT, °C Preț, UM/GJ
Gaze de ardere Caldă 1000 600 9.83
Solă Rece -20 -10 7.89
LPS-G Rece 143 144 -7.78
MPS -G Rece 204 204.31 -8.22
4.2. Criterii de optimizare
În urma studiului efectuat în Sprint , s-a constatat faptul că, odată cu creșterea diferenței
minime de temperatură, ΔTmin, aria totală a sc himbătoarelor scade considerabil, însă crește și
consumul de utilități .
În Tabelul 26 sunt prezentate consumurile de utilități în funcție de valoare lui ΔT min,
cât și aria totală a schimbătoarelor și căldura ce poate fi recuperată în urma integrării termi ce.
Tabelul 26: Consumurile de utilități în funcție de ΔTmin
ΔT min Utilitate caldă,
kW Utilitate rece,
kW Arie totală, m2 Căldură
recuperată,
kW
1 39.65 25266 1674 16957.6
2 79.29 25265.7 1385 16917.95
3 118.9 25305.36 1222 16878.3
4 158.6 25345 1111 16838.65
5 198.2 25384 .65 1027 16799
53 6 237.9 25424.3 960.9 16759.36
7 277.5 25463.95 906.6 16719.7
8 317.2 25503.6 860.9 16680
9 356.8 25543.24 821.7 16640.42
10 396.5 25582.89 787.6 16600.77
11 436.1 25622.53 757.5 16561.12
12 475.8 25662.18 730.7 16521.48
13 515.4 25701.83 706.8 16481.83
14 555.1 25741.48 685 16442.18
15 594.7 25781.13 665.2 16402.53
16 634.4 25820.77 647.1 16362.88
17 674.0 25860.42 630.5 16323.24
18 713.7 25900 615.1 16283.6
19 753.3 25939.72 600.8 16243.94
20 792.9 25979 .36 587.5 16204.3
Pentru optimizarea rețelei de schimbătoare de căldură, s -a ales ΔT min = 10 °C, pentru
care s -a realizat diagrama curbelor grand compozite balansate , prezentată în Figura 15 .
Figura 15: Diagrama curbelor grand compozite balansate
Din dia gramă se observă faptul că se poate recupera căldură de proces sub formă de
abur. În Figura 16 este reprezentat modul prin care se poate face recuperarea.
54
Figura 16: Diagrama curbelor grand compozite balansate și modul în care se poate recupera
căldura d e proces
Astfel, se constată că, prin integrare termică, se poate genera abur de medie presiune
(17 bar) de 22 MW și abur de joasă presiune (4 bar) de 0.92 MW.
4.3. Proiectarea rețelei de schimbătoare de căldură
Proiectarea rețelei de schimbătoare de căldură a fost realizată în Sprint . În Figura 17
este prezentată rețeaua de schimbătoare de căldură obținută după minimizarea numărului de
schimbătoare de căldură (relaxare termică).
55 Figura 17: Rețeaua de schimbătoare de căldură (Sprint)
1
N:11000 600
600
DH:396.474 CP:0.991184
2
N:2460 459.9
459.9
DH:10723.8 CP:107238
3
N:3460 459.9
459.9
DH:7695.33 CP:76953.3
4
N:4458.34 2
2
DH:4054.86 CP:16.5951 DH:1012.3 CP:16.5951 DH:2505.87 CP:16.5951
13FF:0.39112FF:0.609
14FF:1
5
N:5456.21 31
31
DH:9223.07 CP:38.0788 DH:2322.81 CP:38.0788 DH:4645.62 CP:38.0788
6
N:635 460
460DH:1708.24 CP:15.817 DH:964.838 CP:15.817 DH:3890.98 CP:15.817 DH:158.17 CP:15.817
7
N:735 460
460
DH:2573.68 CP:23.8304 DH:1453.65 CP:23.8304 DH:5862.27 CP:23.8304 DH:238.304 CP:23.8304
8
N:82 15
15DH:147.113 CP:11.3164
9
N:9143 144
144
DH:916.624 CP:916.624
10
N:10-20 -10
-10
DH:2722.46 CP:272.246
11
N:11204 204.31
204.31
DH:21943.8 CP:70786.53
3N:15
N:16
*DH:618
An:1.33214
Ns:02
2N:13
N:14
*DH:831.1
An:3.0618
Ns:09
9N:33
N:34
*DH:10723.8
An:41.9128
Ns:012
12N:35
N:36
*DH:7695.33
An:30.0946
Ns:04
4N:17
N:18
*DH:5065
An:57.2462
Ns:07
7N:23
N:24
*DH:1585.81
An:78.7797
Ns:08
8N:25
N:26
*DH:147.113
An:3.29796
Ns:010
10N:27
N:28
*DH:775.1
An:19.339
Ns:05
5N:19
N:20
*DH:9510
An:600.785
Ns:06
6N:21
N:22
*DH:4305.32
An:108.07
Ns:01
1N:31
N:32
*DH:200
An:11.9547
Ns:0M1N:1211
11N:29
N:30
*DH:2176
An:30.9294
Ns:0460
450214
204153
143GAZE
R1
R2
S15-S16
S8-S9
S12-S13
S5-S6
S18-S19
LPSG
REF
MPSG
56 4.4. Simularea instalației int egrate termic
După proiectarea în Sprint a rețelei optimizate de schimbătoare de căldură, aceasta a
fost implementată în Aspen Plus . În Figura 18 este prezentată Unitatea de metanizare integrată
termic. Se poate observa faptul că numărul de schimbătoare de căldură a crescut , dar aria de
transfer a acestora este mai mică decât aria schimbătoarelor inițiale.
57
Figura 18: Unitatea de metanizare integrată termic
58 Bilanțul energetic și consumurile specifice de utilități au fost reca lculate pentru a putea
compara costurile în ceea ce privește utilitățile. În Tabelul 27 este prezentat bilanțul energetic
pentru fiecare schimbător.
Tabelul 27.1 : Bilanțul termic pentru schimbătorul de căldură E -100-1
Sarcină, kW Utilaj: E -100-1
Intrare, °C Ieșire, °C
S5-1 S9-1 S6-1 S10-1
6950 35 460 323.65 119.54
Tabelul 27.2: Bilanțul termic pentru încălzitorul E -101-1
Sarcină, kW Utilaj : E-101-1
Intrare, °C Ieșire, °C
S6-1 FlueGas in S6-11 FlueGas out
3293.56 323.65 1000 460 600
Tabelul 27.3 : Bilanțul termic pentru schimbătorul de căldură E -102-1
Sarcină, kW Utilaj : E-102-1
Intrare, °C Ieșire, °C
S8-1 S18-1 S11-1 S19-1
2447 460 132.95 175.27 288.71
Tabelul 27.4 : Bilanțul termic pentru încălzitorul E -103-1
Sarcină, kW Utilaj : E-103-1
Intrare, °C Ieșire, °C
S11-1 LPS S12-1 LPS-G
965.34 175.27 143 145 144
Tabelul 27.5 : Bilanțul termic pentru răcitorul E -104-1
Sarcină, kW Utilaj : E-104-1
Intrare, °C Ieșire, °C
S13-1 Solă in S14-1 Solă out
5947.55 131.18 -20 2 0
Tabelul 27.6 : Bilan țul termic pentru încălzitorul E -105-1
59 Sarcină, kW Utilaj : E-105-1
Intrare, °C Ieșire, °C
S19-1 FlueGas in S20-1 FlueGas out
2780.04 288.71 1000 460 600
Tabelul 27.7 : Bilanțul termic pentru răcitorul E -106-1
Sarcină, kW Utilaj : E-106-1
Intrare, °C Ieșire, °C
S21-1 LPS S22-1 LPS-G
4401.15 458.24 143 153.13 144
Tabelul 27.8 : Bilanțul termic pentru schimbătorul de căldură E -107-1
Sarcină, kW Utilaj : E-107-1
Intrare, °C Ieșire, °C
S22-1 S17-1 S23-1 S18-1
1500 153.13 35 70.03 132.95
Tabelul 27. 9: Bilanțul termic pentru schimbătorul de căldură E -108-1
Sarcină, kW Utilaj : E-108-1
Intrare, °C Ieșire, °C
S23-1 S27-1 S24-1 S28-1
147.02 70.03 2 68.5 15.6
Tabelul 27.10 : Bilanțul termic pentru răcitorul E -109-1
Sarcină, kW Utilaj : E-109-1
Intrar e, °C Ieșire, °C
S24-1 Solă in S25-1 Solă out
2604.78 68.5 -20 2 0
60 Tabelul 27.11 : Bilanțul termic pentru reactorul R1
Sarcină, kW Utilaj : R1
Intrare, °C Ieșire, °C
S6-11 Apă S7-1 MPS -G
7658.56 460 25 460 204.4
Tabelul 27.12 : Bilanțul termic pe ntru reactorul R2
Sarcină, kW Utilaj : R2
Intrare, °C Ieșire, °C
S20-1 Apă S21-1 MPS -G
10758.9 460 25 460 204.4
De asemenea, s -a făcut o comparație și în ceea ce privește aria totală a schimbătoarelor
(inclusiv schimbătoarele incluse în treptele de ră cire ale compresoarelor), pentru a putea avea
o privire de ansamblu asupra costului de investiție pentru schimb ătoarele de căldură (Tabelul
28).
Tabelul 28 : Aria totală a schimbătoarelor înainte și după integrare termică
Unitatea de metanizare
Aria totală , m2
Înainte de integrare termică După integrare termică
2597 3569
S-a realizat și un bilanț al utilit ăților, prezentat în Tabelul 29:
Tabelul 29: Consumurile de utilități pe fiecare utilaj
Operație/denumire utilaj Debit Utilitate, kg/h Debit Căldură, k W
Schimb termic , E-100-1 0 6950
Schimb termic, E -101-1 23185 3293.56
Schimb termic, E -102-1 0 2447.02
Schimb termic, E -103-1* 1629.57 965.34
Schimb termic, R-1** 12610.7 7658.56
Schimb termic, E -104-1 252960 5947.55
Schimb termic, E -105-1 19570.1 2780.04
61 Schimb termic, R -2** 18015.3 10758.9
Schimb termic, E -106-1* 7429.53 4401.15
Schimb termic, E -107-1 0 1500
Schimb termic, E -108-1 0 147.02
Schimb termic, E -109-1 110786 2604.78
Schimb termic compresor C -100, E -1 129154 748.94
Schimb termic com presor C -100, E -2 175621 1018.39
Schimb termic compresor C -100, E -3 176243 1022
Schimb termic compresor C -100, E -4 177116 1027.06
Schimb termic compresor C -100, E -5 198278 1149.78
Schimb termic compresor C -101, E -1 19575.2 113.513
Schimb termic compre sor C -101, E -2 116659 676.483
Schimb termic compresor C -101, E -3 116970 678.288
Schimb termic compresor C -101, E -4 117405 680.813
Schimb termic compresor C -101, E -5 118008 684.305
*Generare de abur de joasă presiune;
**Generare de abur de medie presiun e
Consumurile specifice de utilități după integrare termi că sunt prezentate în Tabelul 30
Tabelul 30:Consumurile specifice de utilități după integrare termică
Utilitate Înainte de integrare După integrare
kg/kg produs kg/kg produs
Apă rece 1089.22 1089. 22
Solă 2739.13 47.76
Gaze de ardere 15.56 5.61
Apă de răcire 372.66 176.59
Apă 3.33 0
LPS-G 0 -1.17
MPS -G 0 -4.03
Diferența în ceea ce privește atât costul de investiție, cât și costul de operare va fi
prezentată în Capitolul 5 („Calcul economic ”).
62 5. Calcul economic
Calculul economic se întocmește pentru a evalua rentabilitatea instalației, dacă se poate
obține profit în u rma vânzării produsului obținut.
Costul total al instalației este dat de: costurile de operare, car e includ costul materiilor
prim e folosite și costul utilităților , costurile de investiții , care reprezintă costul de achiziție al
utilajelor și echipamentelor, și costul de instalare.
Calculul economic a fost întocmit atât pentru instalația de proces înainte de optimizarea
rețelei de sc himbătoare de căldură, cât și după, pentru a justifica necesitatea realizării unei
astfel de optimizări .
5.1. Costuri de operare
Costurile de operare reprezintă însumarea costurilor pentru materii prime și a costurilor
pentru utilități.
Costul materiilor prime poate să difere în funcție de furnizorul de la care se face
aprovizionarea. Acesta poate scădea simțitor dacă materia primă necesară se produce pe
platformă, scutind, astfel, plata TVA -ului și adaosurile comerciale.
În Tabelul 31 sunt prezentate costurile materiilor prime necesare în proces. Prețul
dioxidului de carbon este nul, deoarec e gazele de ardere rezultate sunt, în general, evacuate în
atmosferă.
Tabelul 31: Costul materiilor prime
Denumire materie primă Debit, t/an Cost, $/t Cost, $/an
Hidroxid de potasiu 21056 700 14,739,200 .00
Dioxid de carbon 4880 0 0
Hidrogen 47816 532 22,246,197 .00
Apă 742832 0.25 185,708 .00
Cost total materii prime, $/an 34,597,230.00
În Tabelul 32 sunt prezentate consumurile de utilit ăți și costul anual al acestora, înainte
de in tegrare termică, iar în Tabelul 33 , sunt prezentate consumurile de utilități, dar și utilitățile
generate, și costul anual al acestora.
63 Tabelul 32: Costul utilităților înainte de integrare termică
Denumire utilitate Debit, t/an Q, (GJ/an) Cost Cost, $/a n
Apă de răcire 55127171 2075038 0.72 $/t 1,494,028.00
Apă de puț 7037448 147524 4.43 $/t 653,530.00
Solă 8419240 712409 7.89 $/t 5,620,909.00
Gaze de ardere 948464 485043 0 0
Curent electric, MW/an 66556 – 0.0791 $/kWh 5,266,171.00
Cost total utilit ăți, $/an (2016) 12,132,067.00
Tabelul 33: Costul utilităților după integrare termică
Denumire utilitate Debit,
t/an Q,
(GJ/an) Cost Cost, $/an
Apă de răcire , t/an 55127171 2075038 0.72 $/t 1,494,028.00
Apă de puț , t/an 7037448 147524 4.43 $/t 653,530.0 0
Solă, t/an 2909968 246307 7.89 $/t 1,943,364.00
Gaze de ardere , t/an 342040.8 4 221607 0 0
Curent electric, MW/an 66556 – 0.0791
$/kWh 5,266,171.00
Abur de joasă presiune (LP) 72473 221607 -7.78 $/t -1,724,104.00
Abur de medie presiune (M P) 259420 3406584 -8.22 $/t -28,002,120.00
Cost utilități consumate, $/an 4,090,922.00
Cost total utilități, $/an (2016) -18,958,692.00*
*Costurile negative înseamnă câștig
Așa cum se poate observa din datele prezentate în Tabelul 32 și Tabelul 33 , prin
integrare t ermică, nu numai că s -au redus costurile determinate de utilități, dar câștigul obținut
prin generarea de abur acoperă necesarul monetar în ceea ce privește costul total al utilităților.
5.2. Costuri de investiție
Costurile de investiție implică achiziția de ut ilaje și echipamente necesare instalației
proiectate.
În Tabelul 34 sunt prezentate costurile de investiție înainte de optimizarea rețelei de
schimbătoare de căldură în comparație cu cel e de după optimizare.
64 Tabelul 34:Comparația costurilor de investiție î nainte și după optimizarea rețelei de
schimbătoare
Utilaje și echipamente Cost, $
Înainte de integrare termică După integrare termică
Reactoare 2,029,565.00 2,029,565.00
Coloane 2,029,565.00 2,029,565.00
Schimbătoare de căldură 1,296,513.00 1,579,371 .00
Compresoare 1,302,449.00 1,302,449.00
Pompe 83,900.00 83,900.00
Cost t otal al utilajelor 7,752,211.00 8,035,069.00
Cost total de instalare 13,749,648.00 14,842,187.00
Pentru determinarea costului utilajelor și echipamentelor, se iau în considerar e
următoarele aspecte:
• Dimensiunile utilajelor (diametrul și lungimea, în cazul coloanelor, reactoarelor
și vaselor, aria, în cazul schimbătoarelor de căldură);
• Factorul de presiune , Fp, depinde de presiunea de operare în utilaj ș i se
calculează cu relația 4.1, unde P reprezintă presiunea în bar;
Fp = 1+0.0074 ·(P-3.48)+0.00023 ·(P-3.48)2 (4.1)
• Factorul de material, Fm, depinde de materialul d in care este const ruit utilajul
(Tabelul 35 );
Tabelul 35: Factorii de material pentru vasele sub presiune
Material Fm
Oțel carbon 1.00
Oțel inoxidabil 2.25
Monel 3.89
Titaniu 4.25
• Puterea și tipul pompei/compresorului (centrifugă, axială);
Estimarea costului de achiziționare a vaselor sub presiune, coloanelor și reactoarelor s –
a realizat cu ajutorul relației 4.2 , iar costul de inst alare s -a estimat cu relația 4.3 :
Cost de achiziționare ($) = (M&S/280) ·(957.9 ·D1.066·H0.82·Fc) (4.2)
Cost de instalare ($) = (M&S/280)·(957.9·D1.066·H0.82·(2.18+ Fc) (4.3)
65 Unde: M&S – indexul de cost Marshall and Swift, adimensional, M&S = 1520;
D – diametrul utilajului , m;
H – înălțimea utilajului, m;
Fc – factor ce ia în calcul facto rul de material, F m, și factorul de presiune, F p, Fc = Fm·Fp.
Estimarea costului de achiziționare a l schimbătoarelor de căldură s-a realizat cu ajutorul
relației 4.4 , iar costul de inst alare s -a estimat cu relația 4.5 :
Cost de achiziționare ($) = (M&S/280)·( 474.7 ·A0,65·Fc) (4.4)
Cost de instalare ($) = (M&S/280)·(957.9·D1.066·H0.82·(2.29 +F c) (4.5)
Unde: F c = F m·(Fd·Fp)
Fd este un factor de corecție ce ține c ont de tipul de sc himbător de căldură (Tabelul 36 ).
Tabelul 36: Factorii de corecție pentru schimbătoarele de căldură de tipul shell & tubes
(Dimian, 2003)
Tipul schimbătorului Fd Presiunea de operare, bar Fp
Kettle reboile 1.35 <10 0
Floating head 1 20 0.1
U-tube 0.85 30 0.25
Fixed -tube sheet 0.8 60 0.52
Ponderea costurilor în costul total atât înaintea, cât și după optimizarea rețelei de
schimbătoare de căldură e ste prezentată în Figura 19 și Figura 20
66
Figura 19:Distribuția costurilor înainte de in tegrare termică
Figura 20: Distribuția costurilor după integrare termică
Materii prime
63.50%Utilitati
22.27%Reactoare
3.73%Coloane
5.58%Schimbatoare
caldura
2.38%Compresoare
2.39%
Pompe
0.15%
Materii prime
42.34%
Utilitati
11.45%Utilitati
generate
-36.38%Reactoare
2.48%Coloane
3.72%Schimbatoare caldura
1.93%Compresoare
1.59%
Pompe
0.10%
67 Tabelul 37: Costuri de producție
Denumire cost Cost, $
Înainte de integrare termică După integrare termică
Materii prime 34,597,230.00 34,597,230.00
Utilități 12,132,067.00 9,357,093.00
Utilități generate 0 -29,726,224
Costuri de operare 46,729,297.00 43,954,323 .00
Utilaje și echipamente
Reactoare 2,029,565.00 2,029,565.00
Coloane 2,029,565.00 2,029,565.00
Schimbătoare de căldură 1,296,513.00 1,579,371.00
Compresoare 1,302,449.00 1,302,449.00
Pompe 83,900.00 83,900.00
Cost total al utilajelor 7,752,211.00 8,035,069.00
Cost total de instalare 13,749,648.00 14,842,187.00
Total costuri 68,231,156.00 66,831,578.00
Cost de fabricație 2016 ($/t) 885 847
Se constată fa ptul că optimizarea rețelei de schimb ătoare de căldură este avantajoasă
din punct de vedere economic , deoarece costul de fabricație al produsului se reduce .
6. Impactul asupra mediului
Un aspect important de care trebuie să se țină seama la proiectarea unei i nstalații este
luarea unor măsuri pentru limitarea emisiilor de dioxid de carbon, datorită impactului acestuia
asupra mediului. Emisiile de dioxid de carbon trebuie să se încadreze în limitele impuse de
Directiva 2009/29/EC.
Principalele măsuri care ar pu tea fi luate pentru reducerea emisiilor de dioxid de carbon
sunt următoarele: reducerea consumului energetic și minimizarea cantității de deșeuri produse.
În cazul de față, o soluție pentru limitarea emisiilor de CO 2 este optimizarea rețelei de
schimbătoar e de căldură, ce are ca rezultat scăderea necesarului de utilități . Se cunoaște faptul
că producerea de utilități implică un consum energetic destul de ridicat, lucru care, implicit,
conduce la generarea emisiilor de dioxid de carbon.
68 În Tabelul 38 sunt pr ezentate valorile emisiilor de CO 2 înainte și după optimizarea
rețelei de schimbătoare de căldură.
Tabelul 38: Emisiile de CO 2 înainte și după integrare termică
Denumire utilaj Debit CO 2, kg/h
Înainte de integrare
termică După integrare
termică
Schimb t ermic, E -100 (C) 0 0
Schimb termic, E -101 (C) 0 0
Schimb termic, E -102 (C) 0 0
Separare, V -100 (C) 49.6 49.6
Purjă 1 (C) 1.29 1.29
Purjă 2 (C) 13.88 13.88
Schimb termic, E -100 2397.38 0
Schimb termic, E -101-1 3255.86 779.62
Schimb termic, R -100/R-1 0 0
Schimb termic, E -102-1 1591.22 0
Schimb termic, E -103-1 1722.72 0
Schimb termic, E -104-1 0 1196.67
Schimb termic, R -101/R-12 0 0
Schimb termic, E -105-1 N/A 658.06
Schimb termic, E -106-1 N/A 0
Schimb termic, E -107-1 N/A 0
Schimb termic, E -108-1 N/A 0
Schimb termic, E -109-1 N/A 524.09
Schimb termic compresor C -100, E -1 0 0
Schimb termic compresor C -100, E -2 0 0
Schimb termic compresor C -100, E -3 0 0
Schimb termic compresor C -100, E -4 0 0
Schimb termic compresor C -100, E -5 0 0
Schim b termic compresor C -101, E -1 0 0
Schimb termic compresor C -101, E -2 0 0
Schimb termic compresor C -101, E -3 0 0
69 Schimb termic compresor C -101, E -4 0 0
Schimb termic compresor C -101, E -5 0 0
Total 9031.95 3223.21
Așa cum reiese din Tabelul 38 , prin in tegrare termică, emisiile de CO 2 s-au redus cu
peste 64%.
7. Concluzii
În Capitolul 1 au fost prezentate noțiuni teoretice despre compuții implicați în proces,
metode de capt are a dioxidului de carbon, metode de obținere a metanului și procedee
industriale de sintetizare a gazului metan.
În Capitolul 2 s-au prezentat reacțiile chimice ce au loc în instalație, modelele
termodinamice și cinetice implementate în simulatorul de proces Aspen Plus , date despre
catalizatori industriali folosiți în procesul de metaniz are, bilanțuri de materiale și energetice.
În Capitolul 3 s-au predimensionat toate utilajele existente în cele două unități ale
instalației și s -au dimensionat două utilaje. Reactorul R -100 a fost dimensionat în Matlab și s –
au obținut caracteristici geom etrice similare cu cele obținute în Aspen Plus V9 . Schimbătorul
de căldură E -102-1 a fost dimensionat cu ajutorul Exchanger Design and Rating .
În Capitolul 4 s-a efectuat un studiu asupra posibiltății de diminuare a consumului de
utilități prin integrare t ermică. Prin intermediul diagramei curbelor grand compozite balansate
s-a demonstrat că , la ΔT min=10°C, se poate recupera căldură de proces de 16 .6 M W. Acest
lucru se realizează prin generare de abur de medie presiune (22 MW) și abur de joasă presiune
(0.92 MW). Astfel, s -a redus consumul de utilități a scăzut cu peste 66%.
În Capitolul 5 , s-a realizat o evaluare economică a procesului în cele două situații:
înainte de optimizarea rețelei de schimbătoare de căldură și după . S-a constatat că, prin
integrarea termică a instalației de metanizare , costul total a scăzu t cu 14% față de valoarea de
dinainte de integrare , fără a lua în considerare și câștigul provenit din vânzarea aburului generat
prin integrare termică.
În analiza de impact asupra mediului se demon strează faptul că emisiile de dioxid de
carbon se reduc considerabil (cu peste 64%) prin optimizarea rețelei de schimbătoare de
căldură .
70 8. Bibliografie
1. Academic Technology Dickinson College , http://itech.dickinson.edu/chemistry/?cat =
67, accesat la 03.04 .2017
2. Bălan, O.M., Buga, M.R., Bîldea, C.S., 2016, Conceptual Design, Performance and
Economic Evaluation of Carbon Dioxide Methanation Plant, Revista de Chimie, 67, 11,
pp 2239
3. Biogaz -instalații, 2010, http://www.biogaz -instalatii.ro/b1.html
4. BP Statistica l Review of World Energy, June 2016, https://www.bp.com/content
/dam/bp/pdf/energy -economics/statistical -review -2016/bp -statistical -review -of-world –
energy -2016 -full-report.pdf , accesat la 03.04.2017
5. Burr, B., Lyddon, L., 2008, A comparison of physical solv ents for acid gas removal,
Texas, Bryan Research & Engineering, Inc., pp 3
6. Center for Climate and Energy Solution, 2012, https://www.c2es.org/technology/
factsheet/natural -gas ;
7. Davis, C.R., 1981, Methanation Plant Design For HTGR Process Heat, Sunnyvale,
California, Technical Information Center, pp 15
8. Dimian, A., 2003, Integrated Design and Simulation of Chemical Processes,
Amsterdam, Elsevier, pp 680 -682
9. Floarea, O., Jinescu, G., Balaban, C., Dima, R., 1980, Operații și utilaje în industria
chimică – Probleme pentru subingineri, Editura Didactică și P edagogică București, pp
207
10. Froment, F.G., Xu, J., 1989, Methane Steam Reforming, Methanation and Water -Gas
Shift: 1. Intrinsic Kinetics , AlChE Journal, 35, 1, pp 90 -95
11. Giucristglobal Instalații de Gaze , http://giucristglobal.ro/scurt -istoric -al-industriei -de-
gaze-naturale -romania/ , accesat la 03.04 .2017
12. Götz, M., Lefebvre, J., M örs, F., McDaniel Koch, A., Graf, F., Bajohr, S., Reimert, R.,
Kolb, T. , 2016, Renewable Power -to-Gas: A technological and economic r eview,
Renewable Energy 85, pp 1384
13. Haldor Topsøe , https://www.topsoe.com/sites/default/files/topsoe_from_coal_to_
clean_energy_nitrogen_syngas_march_april_2011.pdf , accesat la 3.06.2017
14. Kai, T., Takahashi, T., Furusaki, S., 1988, Kinetics of the Methanati on of Carbon
Dioxide over a Supported Ni -La2O3 Catalyst , The Canadian Journal Of Chemical
Engineering, 66, pp 345 -346
71 15. Kopyscinski , J., Schildhauder, T.J., Biollaz, S.M.A., 2010, Production of synthetic
natural gas (SNG) from coal and dry biomass – A techno logy review from 1950 to
2009 , Fuel 89, pp 1764 -1782
16. Kothandaraman, A., 2010, Carbon Dioxide Capture by Chemical Absorption: A
Solvent Comparison Study , PhD Thesis, Massachusetts Institute of Technology , pp 73 –
145
17. Leung, Y.C.D., Caramanna, G., Maroto -Valer M.M., 2014, An overview of current
status of carbon dioxide and storage technologies, Renewable and Sustainabe Energy
Reviews 39, Elsevier, pp 426 -428
18. Li, C., 2014, Current develop ment situation of Coal to SNG in China , Datang
Inter national ChemicalTech nology Research Institute Co., LTD
19. Linde Gaz România , http://www.linde –
gas.ro/internet.lg.lg.rou/ro/images/Dioxid%20de%20carbon%20imbuteliat54_180443
.pdf, accesat la 1.07.2017
20. Linde Gaz România, http://www.linde –
gas.ro/internet.lg.lg.rou/ro/images/Hidrogen %20comprimat54_180447.pdf , accesat la
1.07.2017
21. Linde Gaz România, http://www.linde –
gas.ro/internet.lg.lg.rou/ro/images/Metan,%20comprimat54_180448.pdf , accesat la
1.07.2017
22. Ministry of the Environment Finland, http://www.ym.fi/en -US/International_
coopera tion/International_environmental_agreements , accesat la 03.04.2017
23. Müller , K., Fleige , M., Rachow , F., Schmeißer , D., 2013, Sabatier based CO2 –
methanation of flue gas emitted by conventional power plants , Energy Procedia 40, pp
241
24. Nenițescu, C.D, 1973, Ch imie Organică, Vol. I, Ediția a VIII -a, București, Editura
Didactică și Pedagogică, pp 223 -224
25. PanReac AppliChem
https://www.applichem.com/fileadmin/datenblaetter/A0992_ro_RO.pdf , accesat la
1.07.2017
26. Parlamentul European,
http://www.europarl.europa.eu/mee tdocs/2014_2019/documents/cont/dv/sr_14_/sr_14
_ro.pdf accesat la 3.06.2017
27. Părăușanu, V. Corobea, M., Musca, D., 1980, Economia Hidrocarburilor, București,
Editura Științifică și Enciclopedică, pp 89 -93
72 28. Părăușanu, V., 1982, Tehnologii Chimice, București, E ditura Științifică și
Enciclopedică, pp 271 -273
29. Skeptical Science, https://www.skepticalscience.com/co2 -temperature -correlation –
intermediate.htm , accesat la 03.04.2017
30. Sreenivasulu , B., Gayatri, D.V. , Sreedhar, I. , Raghavan, K.V., 2015, A journey into
the process and engineering aspects of carbon capture technologies. Renewable and
Sustainable Energy Reviews 41, pp 1325 -1344
31. U.S. Department of Energy, https://www.netl.doe.gov/research/coal/energy –
systems/gasification/gasifipedia/rectisol , accesat la 03.04.2 017
32. U.S. Department of Energy, https://www.netl.doe.gov/research/Coal/energy –
systems/gasification/gasifipedia/selexol, accesat la 03.04.2017
33. Weiss , M.M., Schwinghammer , S., 2012, Lurgi advanced Mk Plus™ coal gasifier
technology applied for SNG production , Gasification Technologies Conference, pp
15-16
73
ANEXA 1: INFORMAȚII PRIVIND RISCUL SUBSTANȚELOR : KOH, H 2O, CO 2, H2, CH 4
1 2 3 4 5 6
Substanța KOH H2O CO 2 H2 CH 4
CAS 1310 -58-3 7732 -18-5 124-38-9 1333 -74-0 74-82-8
Clasificare substanță Neinflamabil Neinflamabi l Neinflamabil Gaz inflamabil
(Categoria 1) Gaz inflamabil
(Categoria 1)
Clasificarea în conformitate
cu Directiva 67/548/CEE sau
1999/45/CE amendată.
Clasificarea în conformitate
cu Regulamentul (CE)
nr.1272/2008, amendat. Poate fi corosiv pentru
metale
Nociv în caz de
înghițire
Provoacă arsuri grave
ale pielii și lezarea
ochilor Nu este
clasificat ca
substanță /
amestec
periculos
Nu este clasificat ca
substanță / amestec
periculos
În concentrații mari
cauzează sufocări Gaz extrem de
inflamabil
În conce ntrații mari
poate cauza
asfixierea.
Simptomele pot
include pierderea
mobilității /
cunoțtinței Gaz extrem de
inflamabil
În concentraț ii mari
poate cauza
asfixierea.
Simptomele pot
include pierderea
mobilității /
cunoțtinț ei
Elemente de
etichetare în
conformitate
cu
Regulamentul
(CE) nr.
1272/2008 Cuvinte de
avertizare Pericol Nu se aplică Nu se aplică Pericol Pericol
Afirmații
despre risc Poate fi corosiv pentru
metale (H290)
Nociv în caz de
înghițire (H302)
Provoacă arsuri grave
ale pielii și lezarea
ochilor (H314) Nu este
clasificat ca
substanță /
amestec
periculos
Nu este clasificat ca
substanță / amestec
periculos
Gaz extrem de
inflamabil (H220)
Gaz extrem de
inflamabil (H220)
74
1 2 3 4 5 6
Elemente de
etichetare în
conformitate
cu
Regulamentul
(CE) nr.
1272/2008 Afirmații
despre
precauție Purtați mănuși de
protecție/îmbrăcăminte
de
protecție/echipament
de protecție a ochilor/
echipament de
protecție a feței (P280)
ÎN CAZ DE
ÎNGHIȚIRE: clătiți
gura. NU provocați
voma
(P301+P330+P331 )
ÎN CAZ DE
CONT ACT CU
OCHII: clătiți cu
atenție cu apă timp de
mai multe minute.
Scoateți lentilele de
contact, dacă este
cazul și dacă acest
lucru se poate face cu
ușurință. Continuați să
clătiți
(P305+P351+P338 ) Nu este
clasificat ca
substanță /
amestec
periculos A se d epozita intr –
un spatiu bine
ventilat (P403) A se păstra departe
de surse de căldură,
suprafețe fierbinți,
scântei, flăcări și
alte surse de
aprindere. Fumatul
interzis (P210) A se păstra departe de
surse de căldură,
suprafețe fierbinți,
scântei, flăcări și alte
surse de aprindere.
Fumatul interzis
(P210)
75
Depozitarea Nu sunt recomandate
containere din
aluminiu sau zinc.
Nu su nt necesare
condiții speciale .
A se păstra la loc
uscat. Rezervoarele se
vor închide ermetic Nu sunt
necesare
condiții
speciale . Recipientele se
depoziteaza la
temperaturi sub
50°C intr -un loc
bine aerisit.
Recipientele sub
presiune (buteliile
sub presiune) se
asigura impotriva
caderii. Toate echipamentele
electrice din zona de
depozitare trebuie sa
fie compatibile cu
riscul pe care il
implica atmosfera
potential exploziva.
A se depozita
separat de gaze
oxidante sau alti
oxidanti.
Containerele nu
trebuie depozitate in
locuri in care este
probabila facilitarea
coroziunii.
Containerele
depozitate trebuie sa
fie verificate
periodic, pentru
evaluarea starii
generale si pentru a
detecta eventualele
scurgeri. Garzile sau
capacele valvelor
containerului trebuie
sa fie la locul lor.
Depozitati
containerele intr -ul
loc ferit de riscul de
incendiu si la
distanta de sursele
de caldura si Toate echipamentele
electrice din zona de
depozitare trebuie sa
fie compatibile cu
riscul pe care il
implica atmosfera
potential exploziva.
A se depozita
separat de gaze
oxidante sau alti
oxidanti.
Container ele nu
trebuie depozitate in
locuri in care este
probabila facilitarea
coroziunii.
Containerele
depozitate trebuie sa
fie verificate
periodic, pentru
evaluarea starii
generale si pentru a
detecta eventualele
scurgeri. Garzile sau
capacele valvelor
containe rului trebuie
sa fie la locul lor.
Depozitati
containerele intr -ul
loc ferit de riscul de
incendiu si la
distanta de sursele
de caldura si
76
aprindere. A se
păstra departe de
materiale
combustibile.
aprindere. A se
păstra departe de
materiale
combustibile.
77
1 2 3 4 5 6
Proprietăți
fizice și
chimice Stare de
agrega re Solid Lichid Gaz Gaz Gaz
Punct de
fierbere, °C 1327 100 -78.5 -252.77 -161.48
Punct de
aprindere Neaplicabil Neaplicabil Produsul nu este
inflamabil Neaplicabil Neaplicabil
Limita de
inflamabilitate
superioară Nedefinit Nedefinit Produsul nu este
inflamabil 77% 15%
Limita de
inflamabilitate
inferioară Nedefinit Nedefinit Produsul nu este
inflamabil 4% 4.4%
Inflamabilitate Produsul nu este
inflamabil Produsul nu
este inflamabil Produsul nu este
inflamabil Gaz inflamabil Extrem de inflama bil
Proprietăți
explozive Produsul nu este
explozibil Produsul nu
este explozibil Produsul nu este
explozibil Nu este cazul Produsul nu este
explozibil , dar
formează o atmosferă
explozivă în amestec
cu aerul
Informații
toxicologice Toxicitate
acută Noci v în caz de
ingerare
LD50 (șobolan): 333
mg/kg Ingerare:LD50
(șobolan) : >
90 ml/kg Concentratii
ridicate provoaca
rapid insuficienta
circulatorie.
Simptomele sunt
dureri de cap,
ameteli, stari de
voma, putandu -se
ajunge si la
pierderea
cunostintei Nu este clasificat
din punct de vedere
al toxicității acute
în funcție de datele
disponibile. Inhalare: LC 50
(Șobolan, 4 o): >
13023 ppm
78
Informații
ecologice Toxicitate
pești LC50/96 h: 80 mg/l Nu este
disponibil Nu sunt disponibile
informatii privind
toxicitatea . LC 50 (Divers (apa
dulce), 96 o): 27,98
mg/l
79
ANEXA 2: SCHEMA PROCESULUI TEHNOLOGIC SIMULAT ÎN ASPEN PLUS V9
Unitatea de captare
ABS ORBE R
STRIPPERM-100
P-100E-101B4
S-100V-100
E-100V-101
S-101P-101
E-102
GAZ EK2CO3-PN2,O2
K2CO3-I
ABU RACI DGAS
K2CO3-S
K2CO3RRECYK2CO3
K2CO3-1
PURJA1
K2CO3-RH2O
CO2+H2OS11
CO2
APA +CO2REC1
PURJA2REC
S1
80
Unitatea de metanizare
R-100R-101
M-101
V-100V-101
M-100VLV -100 E-101E-103
VLV -101
C-100C-101E-104
E-100E-102B1B2S4
S7S14S5S6S11
S10
S13S18
S17
S3S1
S2S8 S9
S12S15
S16S19
S21S22 S23S24
S25
S26
Copyright Notice
© Licențiada.org respectă drepturile de proprietate intelectuală și așteaptă ca toți utilizatorii să facă același lucru. Dacă consideri că un conținut de pe site încalcă drepturile tale de autor, te rugăm să trimiți o notificare DMCA.
Acest articol: Bucur Stefania Instalatie De Obtinere A Gazelor Combustibile Prin Metanizarea Co2 [629520] (ID: 629520)
Dacă considerați că acest conținut vă încalcă drepturile de autor, vă rugăm să depuneți o cerere pe pagina noastră Copyright Takedown.