Промышленное производство серной кислоты с помощью реактора

Размещено на http://www.allbest.ru/

Размещено на http://www.allbest.ru/

Содержание

Введение

1. Физико-химические основы процесса

2. Выбор оптимальных условий

3. Выбор типа реактора

4. Принципиальная технологическая схема узла или отделения

5. Выбор средств контроля и автоматизации

6. Технологические балансы процесса

6.1 Материальный баланс

6.2 Тепловой баланс

7. Аппаратурные расчеты

7.1 Конструктивный расчет

7.2 Теплотехнический расчет

7.3 Прочностной расчет

8. Подбор оборудования

8.1 Сборник олеумного абсорбера

8.2 Сушильная башня

8.3 Газодувка

8.4 Ангидридный холодильник

9. Основные специфические вредности в производстве и меры защиты от них

10. Вопросы экологической безопасности производства

11. Оценка сырьевых и энергетических затрат

Вывод

Список использованной литературы

Введение

Серная кислота является одним из основных продуктов химической промышленности и применяется в различных отраслях народного хозяйства. Существенное достоинство серной кислоты (H₂SO₄) состоит в том, что она не дымит, не имеет цвета и запаха и в концентрированном виде не действует на цветные металлы. Основная же особенность H₂SO₄ состоит в том, что она принадлежит к числу сильных кислот и является самой дешевой кислотой. Свыше 1500 промышленных установок во всем мире вырабатывают этот ценный продукт химической промышленности.

Серная кислота находит различное применение в нефтяной, металлургической, и др. отрослях промышленности, она широко используется в производстве различных солей и кислот, всевозможных органических продуктов, красителей, дымообразующих и взрывоопасных веществ, применяется в качестве водоотнимающего средства, используется в процессах нейтрализации, травлении и многих других. Особенно большое количество H₂SO₄: более 40% всей вырабатываемой продукции тратится на производство минеральных удобрений [1].

Исходным материалом для производства серной кислоты является диоксид серы (SO₂), который образуется в результате сжигания серы или другого серосодержащего сырья. Переработка SO₂ в H₂SO₄ включает в себя: окисление SO₂ до триоксида серы (SO₃) и последующее присоединение воды (H₂O). Скорость взаимодействия SO₂ с кислородом (O₂) в обычных условиях очень мала, поэтому в промышленности эту реакцию проводят на катализаторе (контактный метод производства H₂SO₄), при этом обжиг сырья и получение обживого газа в обоих случаях одинаковы [1].

В настоящее время контактным способом получают H₂SO_{4 (конц)}, олеум и 100% серный ангидрид. Последней стадией процесса производства серной кислоты контактным методом является извлечение SO₃ из газовой фазы и превращение его в H₂SO₄. На большинстве заводов газовая фаза предварительно подвергается осушке и триоксид серы абсорбируется серной кислотой в башнях и абсорберах. Серный ангидрид растворяется в серной кислоте, а затем взаимодействует с содержащейся в ней водой. После абсорбции газовая смесь направляется на самочистку от непоглотившегося SO₃ и др. вредных веществ, а далее выбрасывается в атмосферу [1].

Контактные установки должны быть готовы выпускать свою продукцию, кроме промывной кислоты, в виде олеума - более ценного продукта, чем другие технические сорта серной кислоты. Для получения олеума, газ содержащий SO₃ пропускают вначале через абсорбер, орошаемый (через олеумный абсорбер). Здесь поглощается только часть ангедрида, окончательное поглощение происходит во втором абсорбере орошаемый моногидратом (моногидратный абсорбер). По мере повышения концентрации олеума, вследствие поглощения SO₃, к нему добавляют кислоту из сборника моногидратного абсорбера и избыток олеума отправляется на склад. Таким образом выпуск всей продукции осуществляется в виде олеума.

В заключение необходимо отметить, что в течении более 70 лет, с момента внедрения технологии получения H₂SO₄ контактным способом, она не подвергалась конкретным изменениям. Развитие этого метода шло по пути увеличения производительности установок, а так же улучшение их конструкции, автоматизации процесса [1].

1. Физико-химические основы процесса

В процессе абсорбции триоксид серы растворяется в серной кислоте, а затем взаимодействует с содержавшейся в ней водой:

nSO₃+H₂O=H₂SO₄+(n-1)SO₃ (1)

в зависимости от количественного соотношения H₂O и SO₃ получают H₂SO₄ различной концентрации. При n>1 образуется олеум, при n=1 - моногитрат (100% H₂SO₄), а при n<1 - водные растворы H₂SO₄.

Серный ангидрид хорошо растворим в воде и при его растворение выделяется большое количество тепла:

SO_3(газ)+H₂O_(ж)=H₂SO_4(ж)~130кДж/моль (2)

SO_3(газ)+H₂O_(газ)=H₂SO_4(газ)~95,36кДж/моль (3)

SO_3(ж)+H₂O_(ж)=H₂SO_4(ж)~91,33кДж/моль (4)

Абсорбция SO₃ зависит от давления пара над абсорбентом. Это давление определяется концентрацией растворов серной кислоты и температурой. При увеличении концентрации водных растворов H₂SO₄ общее давление паров над растворами уменьшается и при концентрации 98,3% достигает минимума. При увеличении концентрации олеума общее давление паров над ним увеличивается.

Пары над раствором H₂SO₄ состоят из смеси паров H₂O, H₂SO₄, SO₃; при этом состав паров отличается от состава жидкости.

Только над 98,3% H₂SO₄ состав паров одинаков с составом жидкой фазы. Над растворами серной кислоты, содержащей менее 98,3% H₂SO₄ в парах содержится больше H₂O, чем H₂SO₄ и практически отсутствует SO₃. При концентрации серной кислоты превышающей 98,3%, пара содержат больше H₂SO₄; пары над олеумом состоят главным образом из SO₃.

Давление паров над раствором описывает следующее уравнение.

(5)

где P - давление, Па;

А, В - коэффициенты;

Т - температура.

% H2SO4	P, Па
98,3	0,028
100	0,267

Давление паров 98,3% зависит от температуры [2]:

t, ?C	P, Па
40	0,028
60	0,67
80 100	2,66 9,3

Давление паров над 20%(об) SO₃(своб.) олеумом [2]:

t, ?C	P, Па
40	439
60	1596
80	5190
100	1,42*104

Движущая сила процесса описывается уравнением [2]:



(6)

Где - парциальное давление SO₃ в газе до и после абсорбции, Па;

- парциальное давление SO₃ над раствором до и после абсорбции, Па;

а) при t=80?C

=0.0816*101325=8268.12 Па

=0,0586*101325=5937,64 Па

=5190 Па [2]

=5190 Па [2]

б) при t=60?C

=1596 Па [2]

=1596 Па [2]

в) при t=50?C

=1020 Па [2]

=1020 Па [2]



2. Выбор оптимальных условий

Газообразный триоксид серы наиболее полно абсорбируется 98,3%-ной кислотой; при меньшей или большей концентрации кислоты способность ее поглощать SO₃ ухудшается. При обработке газовой смеси, содержащей серный ангидрид, кислотой (<98,3% H₂SO₄), часть SO₃ соединятся с парами воды, образуя туман серной кислоты, который уносится отходящими газами в атмосферу. При обработке контактного газа кислотой (>98,3% H₂SO₄) триоксид серы так же поглощается не полностью, т.к. из кислоты выделяются пары SO₃, которые уносятся отходящими газами [3].

Полнота абсорбции ангедрида в значительной степени зависит и от температуры орошающей кислоты: чем ниже температура, тем лучше растворение SO₃ (выше степень абсорбции).

Из ранее изложенного следует, что процесс абсорбции целесообразно проводить при концентрации кислоты 98,3% H₂SO₄ и температуре на выходе из абсорберов не более 60?C. Скорость газовой смеси в абсорберах принимается 0,8-1,0 м/с, плотность орошения выбирается из условий необходимых для удовлетворительной смачиваемости насадки и требований материального баланса. При регулярных насадках с точки зрения их смоченности желательно принимать плотность орошения 8-12м³/м²*ч. Из требований теплового баланса плотность орошения выбираем таким образом, что бы закрепление кислоты в моногидратном абсорбере и разбавление в сушильной башне было в пределах 0,3-0,5%, это соответствует повышению кислоты в башне на 10-12?C [3].

В олеумных абсорберах допускается закрепление олеума на 1-2% SO_3(своб). Обычно плотность орошения поддерживают в следующих пределах: в сушильном отделении 8-15 м³/м²*ч; в абсорбционных башнях 10-20 м³/м²*ч [2].

Для системы триоксид серы - серная кислота (моногидрат) принято считать 0,022 кг/(м²*ч*мм рт.ст.). Коэффициент массопередачи определяет коэффициент, диффузии он обратно пропорционален давлению. В реальных аппаратах степень турбулизации газовой фазы очень велика, и турбулентная диффузия превалирует над молекулярной. Поэтому значение коэффициента массопередачи с ростом общего давления падает нелинейно. Несмотря на уменьшения коэффициента массопередачи с ростом давления скорость абсорбции увеличивается за счет повышения движущей силы. На рисунке 3 видно, что в насадочных аппаратах с увеличением давления скорость абсорбции увеличивается незначительно. Увеличение скорости абсорбции в барботажном аппарате связано с более интенсивным обновлением поверхности контакта фаз при повышенном давлении в условиях барботажного режима [2]. В насадочных аппаратах проводить процесс нецелесообразно.



3. Выбор типа реактора

Процесс абсорбции триоксида серы по принципу является непрерывным, по гидродинамическому режиму процесс условно можно отнести близкому к режиму идеальному вытеснению, по тепловому режиму процесс является политермическим. В таких процессах имеет место отвод тепла из системы или поступление его из окружающей среды [1].

В промышленности для обсорбции SO₃ применяют почти исключительно насадочные башни. Основными преимуществами насадочных абсорберов является их небольшое сопротивление, возможность работы при изменении газовой нагрузки в широких пределах и небольшой брызгоуносимости. Однако в условиях сернокислотного производства они обладают тем недостатком, что требуют циркуляции больших объемов кислоты и отвода тепла в выносимых холодильниках с невысокими коэффициентами теплопередачи [1].

Насадочные абсорберы представляют собой башни, загруженные насадкой из тел различной формы (кольца, седла и др.). в олеумных абсорберах применимы керамические кольца Рашига (50х50х50 мм), загруженные в укладку в шахматном порядке. При регулярной загрузке насадка обладает большой удельной поверхностью и невысоким гидравлическим сопротивлением. Насадку укладывают на колосниковую решетку. Газ поступает через штуцер в подколосниковом пространстве и отводился сверху (через штуцер в крышке). Кислоту подают на орошение через устройство, обеспечивающее равномерное распределение орошения по всему поперечному сечению башни. Отводится кислота снизу [1].

4. Принципиальная технологическая схема узла или отделения

Газ с t=40?C, содержит 8%(об) SO₂, поступает с сушильную башню позиция К-101, представляющая собой вертикальный цилиндрический аппарат с насадкой.

Сушильная башня орошается 94% H₂SO₄ с t=32?C, с помощью которой проводится осушка газа от влаги. Кислота в сушильную башню подается насосом позиция Н-105. Кислоты с концентрацией 93,5% H₂SO₄ из сушильной башни самотеком поступают в сборник позиция Е-104, где серная кислота укрепляется до 94% путем подачи 98% H₂SO₄ из сборника Е-309. Температура кислоты на выходе из башни 38,4?C. Постоянная температура орошающей кислоты обеспечивается холодильником Т-102, охлаждение осуществляется оборотной водой; избыток сушильной кислоты отводится в сборник, позиция Е-309.

Контактный аппарат представляет собой вертикальный цилиндрический аппарат, четырехслойный с выносными четырьмя теплообменниками, предназначенные для отвода тепла поочередно после каждого слоя аппарата. Отвод тепла осуществляется газом идущим на окисление (автотермично).

Газ, содержащий 8,15%(об) с температурой 250?C направляется в ангидридный холодильник позиция Т-203, где охлаждается до 100?C; охлаждение происходит воздухом.

После этого газовая смесь направляется в олеумный абсорбер (К-304), представляющий из себя вертикальный цилиндрический аппарат с насадкой из колец Рашига. Диаметр аппарата d=4000мм., высота насадочной части 9500мм. Олеумный абсорбер орошается олеумом 20%(своб) SO₃ с 40?C, температура поддерживается кожухо-трубчатым теплообменником

Т-302, охлаждение проводят оборотной водой. Олеум 21% SO₃(своб) после абсорбера собирается в сборнике Е-304, где разбавляется 98% до20 H₂SO₄%(об) SO₃(своб).

На орошение олеума используют насос Н-305, а избыток олеума откачивают на склад насосом Е-309.

Газ содержащий 5,86%(об) SO₃ и t=60?C направляется в моногидратный абсорбер К-306,который орошается 98% H₂SO₄. Не абсорбированный 0,01%(об) направляется на самочистку.

5. Выбор средств контроля и автоматизации

Технико-экономические показатели производства H₂SO₄ и показатели качества продукции зависят прежде всего от точности соблюдения технологического режима. Поэтому введение автоматических методов контроля и регулирования процессов имеет большое народнохозяйственное значение. Данные по аналитическому контролю производства приводятся в таблице 1. серный кислота реактор олеумный

Контролируемые и регулируемые параметры сушильно-абсорбционного отделения приведены в таблице 2. Выбор средств контроля и автоматизации проводился в соответствии с рекомендациями [4].

Таблица 1. - Аналитический контроль производства

Место отбора проб	Что контролируется	Нормы показателей, допускаемые отклонения	Метод контроля	Частота контроля
Трубопровод перед сушильной камерой	Объемный расход технологического газа 22657,33 м3/ч	SO2 13%	аналитический	Раз в сутки
Трубопровод на выходе из олеумного абсорбера	Концентрация олеума max 20%(об) SO3 (своб)	20%(об) SO3 (своб)	аналитический	Каждый час

Таблица 2. - КИП и средства автоматического регулирования производства

Регулируемый или измеряемый параметр	Значение параметра	Тип датчика	Тип прибора	Исполнительный механизм и место его установки
Уровень кислоты в сборнике моногидратного абсорбера	Max 80% Min 20%		Уровнемер буйковый с дистанционной передачей И5-ПВ	Клапан регулирующий двухседельный нерж.25 НЖ 50 НЖ на линии подачи олеума в олеумный сборник
Уровнемер олеума в сборнике олеумного абсорбера	Max 80% Min 20%		Уровнемер буйковый с дистанционной передачей И5 ПВ	Клапан регулирующий двухседельный нерж.25 НЖ 50 НЖ на линии подачи олеума на склад
Регулируемый или измеряемый параметр	Значение параметра	Тип датчика	Тип прибора	Исполнительный механизм и место его установки
Уровень кислоты в сборнике сушильной башни	Max 80% Min 20%		Уровнемер буйковый с дистанционной передачей И5 ПВ	Клапан регулирующий двухседельный нерж.25 НЖ 50 НЖ на линии подачи сушильной кислоты в сборник моногидратного абсорбера
Температура газа на входе в олеумный абсорбер	100°С	Термометр ТСМ	Потенциометр КСПИ	Регулирующий клапан на линии подачи воздуха в ангидридный холодильник
Концентрация сушильной кислоты	94% H2SO4	Концентратомер КНИ-1	ПВ 10	Регулирующий клапан на линии подачи моногидрата
Концентрация олеума	20% (об) SO3 (своб.)	Концентратомер КНИ-1	ПВ 10	Регулирующий клапан на линии подачи моногидрата в сборник Е-304
Концентрация моногидрата	98% H2SO4	Концентратомер КНИ-1	ПВ 10	Регулируемый клапан на линии подачи воды в сборник Е-303



6 Технологические балансы процесса

6.1 Материальный баланс

Материальный баланс сушильной башни

Исходные данные:

Производительность по100% H₂SO₄, 100 тыс т./год

Степень контактирования, 98%

Степень абсорбции, 99,9%

Степень поглощения SO₃:

в олеумном абсорбере, 30%

в моногидратном абсорбере, 70%

Состав газа до разбавления:

SO₂ 13%

О₂ 6%

N₂ 76%

H₂O 5%

После разбавления и осушки:

SO₂ 8%

Вся продукция в виде 20% Олеума.

Моногидратный абсорбер орошается 98% H₂SO₄,а на выходе 98,5% H₂SO₄.

Олеумный абсорбер - Олеумом 20% SO_3(своб.), а на выходе 21% SO_3(своб.).

Найдем часовую производительность установки:

где А=1000т/год - годовая производительность;

n=330дней - количество дней в году, которые работает установка;

=24часа - количество часов в сутках

Объем газовой смеси поступающий в сушильную башню:

(11)

где G - производительность, кг/ч;

а - доля SO₂ в газовой смеси (до разбавления);

х - степень абсорбции;

z - степень контактирования;

Количественный состав исходной газовой смеси:

=22657.33*0.13=2945.45 м³/ч= 9415,57 кг/ч

=22657.33*0,06=1359,44 м³/ч=1942,06 кг/ч

=22657.33*0,76=17219,57 м³/ч=21524,46 кг/ч

=22657.33*0,05=1132,87 м³/ч=910,34 кг/ч

Объем газовой смеси после разбавления:

(12)

где а - доля SO₂ в газовой смеси (после разбавления);

- объем SO₂ в исходной газовой смеси;

Состав смеси после осушки и разбавления:

Найдем объем сухого воздуха на разбавление:

(13)

=15293,67*0,21=3211,67 м³/ч=4588,1 кг/ч

=15293,67*0,79=12082 м³/ч=15102,5 кг/ч

Принимаем, что с 1м³/ч воздуха поступает 17 гр H₂O

Масса кислоты на орошение (94% H₂SO₄)

(14)

Массовый приход 93,5% H₂SO₄ в сборник сушильной башни:

(15)

Таблица 3. - Материальный баланс сушильной башни

Приход	Расход
Компоненты	кг/ч	м3/ч	%(м.)	Компоненты	кг/ч	м3/ч	%(м.)
SO2 O2 N2 H2O воздух на разбавление в т.ч. O2 N2 H2O с воздухом 94% H2SO4 на орошение в т.ч. H2O 100% H2SO4	8415,57 1942,06 21524,46 910,34 19690,6 4588,1 15102,5 260 218853,58 13131,21 205722,37	2945,45 1359,44 17219,57 1132,87 15293,67 321167 12082 323,5	13 6 76 5	SO2 O2 N2 93,5% H2SO4 в сборник к-ты сушильной башни в т.ч. H2O 100% H2SO4	8415,57 6530,16 36626,96 220023,92 14301,55 205722,37	2945,45 4571,11 29301,57	8 12,4 79,6
Итого	271596,61	38274	100	Итого	271596,61	36818,13	100

Материальный баланс контактного узла

SO₂+1/2O₂=SO₃ (16)

Таблица 4. - Материальный баланс контактного аппарата

Приход	Расход
Компоненты	кг/ч	м3/ч	%(м.)	Компоненты	кг/ч	м3/ч	%(м.)
SO2 O2 N2	8415,57 6530,16 36626,96	2945,45 4571,11 29301,57	8 12,4 79,6	SO2 O2 N2 SO3	168,3 4468,4 36626,96 10309	58,9 3127,9 29301,57 2886,5	0,17 8,84 82,83 8,16
Итого	51572,69	36818,13	100	Итого	51572,69	35734,9	100

Материальный баланс олеумного абсорбера

а) Количество олеума, отправляемого но склад

(17)

где =10309 кг/ч - количество триоксида серы, поступающего в абсорбер;

85,3% SO_{3 общ}. в 20% олеуме [2];

X=99,9% - степень абсорбции

б) Количество абсорбируемого SO₃:

в олеумном абсорбере 30%:

в) Количество SO₃, выходящее из абсорбера:

Уравнение материального баланса олеумного абсорбера:

(18)

где 85,5% SO_{3 общ}. в 21% олеуме [2];

Таблица 5. - Материальный баланс олеумного абсорбера

Приход	Расход
Компоненты	кг/ч	м3/ч	%(м.)	Компоненты	кг/ч	м3/ч	%(м.)
SO3 SO2 O2 N2 Олеум 20% на орошение в т.ч. SO3 100% H2SO4	10309 168,3 4469,4 36626,96 223996 191068,59 32927,41	2886,5 58,9 3127,9 29301,57	8,16 0,17 8,84 82,83	SO3 SO2 O2 N2 Олеум 21% в сборник абсорбера в т.ч. SO3 100% H2SO4	7219,4 168,3 4468,4 36626,96 227085,6 47687,98 179397,62	2021,4 58,9 3127,9 29301,57	5,86 0,18 9,06 84,9
Итого	275568,66	35374,9	100	Итого	275568,66	34509,77	100

Материальный баланс многогидратного абсорбера

а) Количество абсорбируемого SO₃ 70%:

Уравнение материального баланса:

(19)

где: 80% SO_{3 общ}. в 98% H₂SO₄ [2];

80,4% SO_{3 общ}. в 98% H₂SO₄ [2];

Количество 98,5% H₂SO₄ поступающей в сборник моногидратного абсорбера:

Таблица 6. - Материальный баланс моногидратного абсорбера

Приход	Расход
Компоненты	кг/ч	м3/ч	%(м.)	Компоненты	кг/ч	м3/ч	%(м.)
SO3 SO2 O2 N2 98% H2SO4 на орошение в т.ч. H2O 100% H2SO4	7219,4 168,3 4469,4 36626,96 353245,9 7064,92 346180,98	2021,4 58,9 3127,9 29301,57	5,86 0,18 9,06 84,9	SO3 SO2 O2 N2 98,5%H2SO4 в сборник абсорбера в т.ч. H2O 100% H2SO4	10,3 168,3 4468,4 36626,96 360455 5406,82 355048,18	2,9 58,9 3127,9 29301,57	0,01 0,18 9,63 90,18
Итого	275568,66	34509,77	100	Итого	275568,66	32491,27	100

Материальный баланс сборника сушильной башни

98% H₂SO₄ из сборника моногидратного абсорбера на укрепление сушильной кислоты с 93,5% до 94% H₂SO₄

(20)

Кислота 94% H₂SO₄ в сборник моногидратного абсорбера:



Таблица 7. - Материального баланса сборника сушильной башни

Приход	Расход
Компоненты	кг/ч	м3/ч	%(м.)	Компоненты	кг/ч	м3/ч	%(м.)
93,5%H2SO4 из башни в т.ч. H2O 100% H2SO4 98%К-та из моногидрат-ного сборника в т.ч. H2O 100% H2SO4	220023,92 14301,55 205722,37 26563 531,26 26031,74		89,23 10,77	94%К-ты на орошение в т.ч. H2O 100% H2SO4 94% в моногидрат-ный сборник в т.ч. H2O 100% H2SO4	218853,59 13131,21 205722,37 27733,33 1664 26096,33		88,75 11,25
Итого	246586,91		100	Итого	246586,91		100

Материальный баланс сборника олеумного абсорбера

На орошение 20% Олеума 223996 кг/ч

На склад 20% Олеума 12073,5 кг/ч

Из абсорбера 21% Олеума 227085,6 кг/ч

На разбавление 98% H₂SO₄ (по разности)

(223996+12073.5)-227085.6=8983.9 кг/ч

Таблица 8. - Материальный баланс сборника олеумного абсорбера

Приход	Расход
Компоненты	кг/ч	м3/ч	%(м.)	Компоненты	кг/ч	м3/ч	%(м.)
21% Олеум из олеумного абсорбера в т.ч. SO3 100% H2SO4 98%К-та на разбавление в т.ч. H2O 100% H2SO4	227085,6 47687,98 179397,62 8983,9 179,68 8804,22		96,19 3,81	20% Олеум на орошение в т.ч. SO3 100% H2SO4 20% Олеум на склад в т.ч. SO3 100% H2SO4	223996 44799,2 179196,8 12073,5 2414,7 9658,8		94,89 5,11
Итого	236069,5		100	Итого	236069,5		100

Материальный баланс сборника моногидратного абсорбера

Количество воды на разбавление (по разности):

Таблица 9. - Материальный баланс сборника моногидратного абсорбера

Приход	Расход
Компоненты	кг/ч	м3/ч	%(м.)	Компоненты	кг/ч	м3/ч	%(м.)
98,5% К-та из моногид-ратного абсорбера в т.ч. H2O 100% H2SO4 94% К-та из сушильного отделения в т.ч. H2O 100% H2SO4 H2O технол.	360455 5406,82 355048,18 27733,33 1664 26069,33 604,47		92,71 7,13 0,16	98% К-та на орошение в т.ч. H2O 100% H2SO4 98% К-та в сушильное отделение в т.ч. H2O 100% H2SO4 98% К-та в олеумное отдел. в т.ч. H2O 100% H2SO4	353245,9 7064,92 346180,98 26563 531,26 26031,74 8983,9 179,68 8804,22		90,86 6,83 2,31
Итого	288792,8		100	Итого	388792,8		100

6.2 Тепловой баланс

Тепловой баланс сушильной башни

а) Приход теплоты с газом:

(21)

где t - температура газовой смеси, °C

M - количество газа, кг; (из мат баланса)

С - теплоемкость газа, кДж/кг*ч

Принимаем, что газовая смесь и воздух на разбавление поступает в сушильную башню с t=40 °C [2].

б) Теплота с орошающей 94% H₂SO₄:

, (22)

где - температура кислоты, °C;

- количество кислоты, кг/ч (из мат баланса)

= 1,53 кДж/кг*гр - теплоемкость кислоты [2].

Принимаем температуру кислоты t=32°C

в) Теплота конденсации паров H₂O:

, (23)

где ч=2409 кДж/кг - теплота конденсации [2] паров H₂O при 40°C.

- массовый приход H₂O, кг/ч

г) Теплота разбавления кислоты с 94% до 93,5% H₂SO₄ :

принимаем, что разбавление протекает при t=40 °C

, (24)

где и - теплота образования 93,5% и 94% H₂SO₄ соответственно, кДж/кг* H₂O;

и - количество воды соответственно в 93,5% и 94% H₂SO₄, кг/ч

=5878 кДж/кг* H₂O

=6013 кДж/кг* H₂O

(25)

где - количество кислоты на орошение, кг/ч;

76,73% SO_3(общ) в 94% H₂SO₄ [2]

(26)

д) Расход тепла с уходящими газами:



, (27)

Принимаем, что газ уходит с t=45 °C

Считаем, что Ср газов в интервале температур 40ч45°C изменяется незначительно и => Ср=const.

е) Потери тепла в окружающую среду принимаем 1% от Q_{прихода}:

ж) Тепло с уходящей 93,5% H₂SO₄ (по разности):

Определим температуру кислоты на выходе из сушильной башни:

, (28)

где С_к=1,95 кДж/кг* °C - теплоемкость 93,5% H₂SO₄ при t=40 °C [2].



Таблица 10. - Тепловой баланс сушильной башни

Приход	Расход
Наименование статьи	МДж/ч	%	Наименование статьи	МДж/ч	%
Тепло с входящим газом Тепло конденсации Тепло с орошающей кислотой Тепло разбавления	2255,96 10715,07 2819,35 4,024	9,51 77,14 12,86 0,49	Тепло с выходящими газами Тепло с уходящей кислотой Теплопотери	2210,18 13426,28 157,94	9,16 87,73 3,11
Итого	15794,4	100	Итого	15794,4	100

Тепловой баланс контактного аппарата

а) Тепло реакции окисления SO₂ до SO₃:

^[2]

б) Тепло с выходящим газом:

, (29)

Принимаем начальную температуру газовой смеси: t_н=440°C [2].

в) Принимаем тепло потери 2% от Q_прих:

(30)

г) Тепло с отходящими газами:

принимаем, что температура газовой смеси на выходе из контактного аппарата: t_к=431°C [2].

д) Тепло отводимое в теплообменниках (31)

Таблица 11. - Тепловой баланс контактного аппарата

Приход	Расход
Наименование статьи	МДж/ч	%	Наименование статьи	МДж/ч	%
Тепло с входящим газом Тепло реакции	21610,67 12206,24	68,43 31,57	Тепло с выходящими газами Тепло отводимое в теплообменниках Тепло потери	21359,27 11781,3 676,34	65,19 30,8 5,01
Итого	33816,91	100	Итого	33916,9	100

Тепловой баланс теплообменника после четвертого слоя контактного аппарата

а) Тепло с выходящими газами:

б) Тепло потери принимаем 2% от приходящего тепла:

в) Тепло отводимое с газом:

, (32)

где t=250°C - температура газа после четвертого слоя[2].

г) Тепловая нагрузка теплообменника:

Таблица 12. - Тепловой баланс теплообменника после четвертого слоя

Приход	Расход
Наименование статьи	МДж/ч	%	Наименование статьи	МДж/ч	%
Тепло с газовой смесью	21359.27	100	Тепло с отходящим газом Теплонагрузка Тепло потери	12389.7 8542.4 21359.27	59,46 41,54 100
Итого	21359.27	100	Итого	21359.27	100

Тепловой баланс олеумного абсорбера

а) Тепло с входящим олеумом:

, (33)

где С_р =1.42 кДж/кг*°C - теплоемкость 20% SO_3(своб) олеуме при 40°C[2].

б) Тепло абсорбции серного ангидрида:

где: 3089,6 кг/ч - количество поглощаемого SO₃;

23,25 кДж/моль SO₃- теплота растворения жидкого SO₃ в 20% SO_3(своб) олеуме[2];

481,85 кДж/моль SO₃- теплота конденсации газообразного SO₃ [2]

в) Приход тепла с газом:

г) Теплопотери принимаем 2% от приходящего тепла:

д) Тепло отводимое газом:

, (34)



Принимаем температуру газовой смеси, выходящей из абсорбера, t=60°C

е) Тепло уходящее с олеумом:

⁽³⁵⁾

Температура 21% SO_3(своб) олеума:

(36)

Таблица 14. - Тепловой баланс олеумного абсорбера

Приход	Расход
Наименование статьи	МДж/ч	%	Наименование статьи	МДж/ч	%
Тепло с 20% SO3(своб) олеумом Теплота абсорбции Тепло с газовой смесью	12723 2386.6 4955.7	60,81 15,1 24,09	Тепло с 21% SO3(своб) олеумом Тепло с газовой смесью Тепло потери	16822.5 2841.5 401.3	74,3 12,51 1,14
Итого	20065.3	100	Итого	20065.3	100

Тепловой баланс моногидратного абсорбера

а) Тепло с орошающей 98% H₂SO₄:

, (37)

где С_р=1,46 кДж/кг*°C - теплоемкость кислоты при 40°C;

принимаем температуру кислоты t=40°C[2].

б) Теплота абсорбции SO₃:

где: 101 кДж/моль SO₃ - тепловой эффект смешения SO_3(ж) с водой [2];

7209,1 кг/ч - количество поглощаемого SO₃;

481,85 кДж/кг SO₃ - теплота конденсации SO₃[2].

в) Приход тепла с газом:

г) Теплопотери принимаем 2% от тепла прихода:

д) Унос тепла с газовой фазой:

принимаем температуру уходящей газовой смеси t=40°C[2]

е) Уход тепла с 98,5% H₂SO₄:

, (38)

Температура уходящей 98,5% кислоты

, (39)

С_р =1,84 кДж/кг*°C - теплоемкость 98,5% кислоты [2].

Таблица 14. - Тепловой баланс моногидратного абсорбера

Приход	Расход
Наименование статьи	МДж/ч	%	Наименование статьи	МДж/ч	%
Тепло с орошающей 98% H2SO4 Тепло с газовой смесью Теплота абсорбции	25787 2841.5 12575.2	72,12 2,37 26,51	Тепло с уходящей 98% H2SO4 Тепло с газовой смесью Тело потери	38690.5 1689 824.2	98,26 1,16 0,58
Итого	41203.7	100	Итого	41203.7	100

Общий тепловой баланс

Таблица 15. - Общий тепловой баланс

Приход	Расход
Наименование статьи	МДж/ч	%	Наименование статьи	МДж/ч	%
Тепло с газом в сушильную башню Тело конденсации Н2О в суш. башне Тепло окисления SO2 до SO3 Тепло абсорбции SO3 в олеумном абсорбере	2255,96 2819,35 12206,24 2386,6	12,14 13,10 61,34 12,32	Тепло с газом на самочистку Тепло отводимое во всех теплообменниках Тепло потери	1689 17585,787 393,363	7,31 92,46 0,23
Итого	19668,15	100	Итого	19668,15	100

7 Аппаратурные расчеты

7.1 Конструктивный расчет

Принимаем скорость газовой фазы щ=0,8 м/с [2];

Плотность орошения 12 м³/м²*ч[2]

а) Площадь поперечного сечения:

, (40)

где Q - объемный расход газа (из мат. баланса)

б) Диаметр олеумного абсорбера:

, (41)

Принимаем диаметр абсорбера 4м, по ГОСТ 9617-76

в) Поверхность насадки:

, (42)

где Q' - количество абсорбируемого SO₃ (из мат. баланса);

ДP - движущая сила, Па;

k - коэффициент абсорбции;

Движущая сила процесса

где: 62; 44,5 - парциальное давление SO₃ в газовой фазе до и после абсорбции, мм рт. ст.

7,2 - равновесное парциальное давление SO₃ над 20% SO_3(св) олеумом, мм рт. ст.

3,35 - равновесное парциальное давление SO₃ над 21% SO_3(св) олеумом, мм рт. ст.

г) Объем насадочной части:

, (43)

где a=110м²/м³ - удельная поверхность насадки

д) Высота насадочной части



, (44)

Окончательно с учетом запаса, принимаем:

высоту конструктивных люков: h_констр=1м

высоту насадочной части: h_нас=9,5м

высоту сепарационной части: h_сеп=1,5м

высоту кубовой части: h_куб=2м

Выбор конструктивного материала:

Коррозионная стойкость сталей и сплавов в олеуме в литературе мало освещены, что по всей видимости связано с экспериментальными трудностями и высокими требованиями по технике безопасности. Известно, что с ростом концентрации олеума от 11,5% до 24% SO_3(своб) заметного изменения скорости коррозии не наблюдается, скорость коррозии растет с увеличением температуры олеума. Материал для изготовления абсорбера выбираем по рекомендациям из литературы [2].

Аппарат изготавливается из стали 08Х22Н6Т,из этой же стали выполняется распределительная решетка и орошающее устройство. Эта сталь недефицитна, хорошо сваривается ручной и автоматической сваркой, имеет высокую коррозиционную стойкость в олеуме [6].

е) Определение диаметра основных штуцеров:

По рекомендации выбираем:

скорость газа в трубопроводе щ₁=15 м/с [2];

скорость жидкости на входе в абсорбер щ₂=0,8 м/с [2];

скорость жидкости на выходе из абсорбера щ₃=0,5 м/с [2];

Диаметр газовых штуцеров:

, (45)

где Q₀ - секундный расход газового потока, м³/с

Принимаем диаметр штуцеров для газа: d_газ=1000мм по ГОСТ 9617-76

Штуцер для подачи 20% SO_3(св) олеума:

, (46)

Принимаем диаметр штуцера на подачу олеума d_вх.=250мм по ГОСТ 9617-76

с_ол=1900кг/м³[2].

Штуцер для выхода 21% SO_3(св) олеума:

, (47)

Принимаем диаметр штуцера для выхода 21% SO_3(св) олеума d_вых.=300мм по ГОСТ 9617-76

В верхней и нижней насадочной части абсорбера имеются люки d_люк=500мм [6].

7.2 Технологический расчет

Расчет необходимой толщены изоляции:

Изоляционный материал - азбест [6]

Температура внутри аппарата t_вн=65°C [2]

Температура наружной стенки аппарата не должна превышать t_ст?40°C [2]

Температура окружающей среды t_{воздуха}=20°C

Определим суммарный коэффициент теплоотдачи в окружающую среду лучеиспусканием и конвекцией по уравнению:

, (48)

где Дt - разность температур поверхности аппарата и окружающего воздуха, °C

Определим удельный тепловой поток по уравнению:

, (49)

Принимая приближенно, что все термическое сопротивление сосредоточенно в слое изоляции, можно написать:



, (50)

где: л=0,151 Вт/м²*°C - коэффициент теплопроводности асбеста [5].

Принимаем толщину изоляции д=20мм

7.3 Прочностной расчет

Расчет и подбор толщины стенки обечайки, толщины крышки и днища:

Исполнительная толщина стенки определяется по формуле:

, (51)

где: S_R - расчетная толщина стенки обечайки, м;

С - прибавка на коррозию, м;

Прибавка на коррозию рассчитывается по формуле:

, (52)

где: п=20лет - срок службы аппарата;

П=0,096мм/год - скорость коррозии [6].

Толщину стенки обечайки аппаратов, работающих под наливом или при атмосферном давлении, выбирают, из конструктивных или технологических соображений. Рекомендуется принимать их толщину (без поправки на коррозию), для аппаратов диаметром от 2000 до 4000мм не менее 7мм.

Определим исполнительную толщину стенки:

По аналогии с подобными аппаратами, действующими на АО «Корунд», окончательно принимаем S=10мм.

Толщину крышки и днища принимаем как равную 10мм.

8. Подбор оборудования

8.1 Сборник олеумного абсорбера

Объем сборника рассчитываем по формуле:

, (53)

где: G_пр - поступление олеума в сборник, кг/мин;

с - плотность олеума, кг/м³; с=1900 кг/м³ [2];

ф = 1час - время заполнения;

ц= 0,8 - коэффициент заполнения

По ГОСТ 13372-78 выбираем V=25м³, при диаметре сборника d=3000мм.

Высота сборника определяется по формуле:

, (54)

Сборники кислоты и олеума представляют собой горизонтальные цилиндрические аппараты, выполненные из коррозионно-стойкой стали 08Х22Н6Т и изнутри футерованны кислотоупорным кирпичом [2].

Предназначены для хранения орошающего олеума и кислот.

8.2 Сушильная башня

Площадь поперечного сечения сушильной башни находим по уравнению:

, (58)

где: Q=37951 м³/ч - объемный расход газа;

щ=1м/с - приведенная скорость газа [2].

Количество кислоты идущей на орошение из мат. баланса:

Поверхность насадки определим по формуле:

, (59)

где: Q' - количество улавливаемой Н₂О, кг/ч;

ДP - движущая сила абсорбции, Па;

k - коэффициент абсорбции;

Коэффициент абсорбции может быть определен по формуле:

, (60)



Определим движущую силу абсорбции:

где: 6,4; 0,01 - парциальное давление Н₂О до и после сушильной башни, мм рт.ст.;

0,002; 0,0027 - парциальное давление Н₂О в 94% и 93,5% H₂SO₄ [2].

Объем насадочной части определяем по уравнению:

, (55)

где a=110м²/м³ - удельная поверхность насадки [7].

Высота насадочной части определяется по уравнению:

, (56)

Диаметр сушильной башни определяется по формуле:



, (57)

Принимаем диаметр сушильной башни 4м, по ГОСТ 9617-76

Окончательно с учетом запаса принимаем [6]:

высота насадочной части 9м;

высота сепарационной зоны 1м;

высота кубовой части 2м;

высота конструктивных люков 1м

Общая высота колонны:

Сушильную башню выполняют из стали 08Х22Н6Т, которая обладает коррозионной стойкостью к серно-кислотной среде [2].

8.3 Газодувка

Газодувку для подачи воздуха в сушильное отделение для разбавления газовой смеси подбираем по производительности. Объемный расход воздуха составляет 15293,67 м³/ч.

Осевой компрессор [2]:

вентилятор №10

Q_min=14 тыс м³/ч [2];

H=22 кгс/м²[2];

Q_max=33 тыс м³/ч[2];

H=12,5 кгс/м²[2];

N=2,8кВт[2];

N=950 об/мин [2].

Основные размеры

Н=670мм b=490мм b1=570мм b2=470мм L=1050мм C=990мм C1=400мм	D=1000мм D1=1010мм D2=1054мм D3=1076мм D4=1270мм вес двигателя 133кгс

8.4 Ангидридный холодильник

Тепловую нагрузку аппарата находим по уравнению:

, (61)

250 100 [2]

100 20 [2]

Уравнение поверхности теплообмена [7]

, (62)

где k=40 Вт/(м2*°C) - для среды газ-газ[5].

, (63)

Дt_б=250-100=150°C

Дt_м=100-20=80°C

Принимаем поверхность теплообменника F=50м² [8].

9. Основные специфические вредности в производстве и меры защиты от них

В сушильно-абсорбционном отделении возможны случаи отравления диоксидом серы и туманообразной серной кислотой, и термических ожогов при соприкосновении с горячей поверхностью аппаратов и коммуникаций; не исключена так же возможность поражения электрическим током [8].

Диоксид серы вызывает раздражение кожи, слизистой оболочки носа, глаза и верхних дыхательных путей. При содержании в воздухе 10 гр/м³ SO₃ возможны острые отравления сопровождающиеся отеком легких и расширением сердца.

Для защиты от SO₂ служат фильтрующие противогазы. Пострадавшего необходимо немедленно вынести на свежий воздух, дать ему кислород и ввести внутрь слабый раствор соды. При сильных отравлениях необходимо сделать искусственное дыхание и вызвать врача.

Триоксид серы, соединяясь с парами воды, образует туман серной кислоты. Наличие в воздухе такого тумана затрудняет дыхание. Предельно допустимая концентрация SO₃ и H₂SO₄ в воздухе рабочей зоны производственных помещений 1кг/м³.

При отравлении туманом серной кислоты прополоскать горло раствором соды и осторожно (под наблюдением врача) вдыхать пары спирта, эфира или хлороформа.

Серная кислота оказывает сильное воздействие на организм человека. При соприкосновении с кожей она вызывает разрушение тканей. Это объясняется ее свойством интенсивно поглощать воду, резко обезвоживая ткани [8].

При работе с H₂SO₄ следует быть крайне осторожным. К работе с ней следует приступать в исправной спецодежде. При смешении серной кислоты и воды следует серную кислоту вливать в воду, а не наоборот. При попадании в глаза необходимо промыть большим объемом воды, а затем протереть 5% раствором соды [9].

10. Вопросы экологической безопасности производства

Отходящие газы контактного производства H₂SO₄ содержат незначительное количество SO₂ и SO₃ подвергаются очистке. После абсорберов могут быть установлены башни для получения бисульфата натрия или аммония. Отходящий газ может содержать туман серной кислоты и перед выходом в атмосферу должен отчищаться от него в электрофильтрах. Отходящие газы могут направляться в мембранные установки для концентрирования SO₂ и вновь возвращаться в производство.

Сернокислотные производства имеют системы оборота воды. Система водооборота воды наиболее рациональна, так же исключается возможность сброса чистых, горячих и обедненных вод, кислородом, отрицательно действующих на флору и фауну водоемов [8].

Вода по специальным водоводам собирается в приемные баки, затем подается на охлаждение и далее в сборники оборотной воды откуда насосами подается обратно в цикл производства. При обнаружении кислотности воды автоматически включаются станции нейтрализации воды, в воду добавляются нейтрализующие добавки. Для восполнения потерь оборотной воды вследствие испарения, разливов, отбора проб в систему добавляется некоторое количество свежей воды [1].

11. Оценка сырьевых и энергетических затрат

В производстве 100% H₂SO₄ из чистой природной серы, без учета потерь полупродукта на стадиях производства и неидеальности процесса, на 1т H₂SO₄ затрачивается серы:

(32/98,08)*1=0,326т

где: Mr_s=32г/моль - молярная масса серы

Mr_H2SO4=98.08 г/моль - молярная масса серной кислоты:

В технологической схеме используются шесть насосов мощностью 75 кВт и две газодувки - 2,8 кВт и 75 кВт. Стоимость 1 кВт составляет 2,6руб.

Найдем общую потребляемую мощность:

В моногидратный сборник подается химочищенная вода, в количестве 0,604 м³/ч. Стоимость 1м³ химочищенной воды 850руб

Таким образом упрощенный расчет показал, что на производство 1т 100% серной кислоты затрачивается:



, (64)



Вывод

В комплексном курсовом проекте состоящем из расчетно-пояснительной записки (РПЗ) и графической части приводятся все исходные данные для выполнения проекта, описание материала и выполненные расчеты, а также чертеж основного аппарата в упрощенном исполнении, технологической схемы, разработанного узла.



Список используемой литературы

1. Васильев, Б.Т., Технология серной кислоты./ Б.Т. Васильев, М.И. Отвагина - М.: Химия 1985.- 385с.

2. Справочник сернокислотчи...