Проект технічного переобладнання сульфатного відділення ПАТ "Авдіївський КХЗ"

Витрата 92,5 %- вої сірчаної кислоти складе:

= (6.4)

кг/год,

із них моногідрату сірчаної кислоти 2193 кг/год, води 178 кг/год.

Для спрощення розрахунку нехтуємо вмістом сірчаної кислоти і піридинових основ у відфугованому сульфаті амонію.

6.2 Розподіл поглинання аміаку по ступеням абсорберу

У абсорбер надходить наступна кількість коксового газу з нагнітача і аміачно-водяної пари з дефлегматора (таблиця 6.2).

Таблиця 6.2 - У абсорбер надходить наступна кількість коксового газу з нагнітача і аміачно-водяної пари з дефлегматора.

Компоненти	З нагнітача кг/год	З дефлегматора кг/год	Всього
			кг/год	м3/год
Сухий коксовий газ Бензольні вуглеводні Сірководень Двоокис вуглецю Піридинові основи Аміак Водяна пара	45600 2600 1120 - 40 564 2920	- - 38 48 6 142 696	45600 2600 1158 48 46 706 3616	100000 702 763 24 13 930 4500
Разом	52844	930	53744	106932

Кількість поглиненого аміаку в 1-му ступені абсорберу можна визначити виходячи з умови рівності поверхні контакту або об`ємів обох ступенів абсорберів і коефіцієнтів абсорбції, що приводить до рівняння:

,

де a₁, a₂ и a₃ - вміст аміаку в газі до 1-й, до 2-ї і після 2-го ступеня абсорберу.

Величини a₁ і a₃ дорівнюють:

г/м³,

г/м³,

де кількість аміаку у газі після абсорберу дорівнює 3 кг/год.

Тоді:

г/м³.

Таким чином, в 1-му ступені абсорбера поглинається аміаку:

= ;

де - загальний об'єм коксового газу, який надходить з нагнітача і аміачно-водяної пари з дефлегматора (з табл. 6.2 106932 м³/год).

кг/год.

Надходить аміаку в другий ступінь:

кг/год,

і поглинається аміаку в другому ступені:

= - ,

де - кількість аміаку у газі після абсорберу дорівнює 3 кг/год.

= 46 - 3 = 43 кг/год.

Для поглинання 660 кг/год аміаку в 1-му ступені абсорберу необхідно витратити сірчаної кислоти в моногідраті (за формулою 6.1):

кг/год,

при цьому утворюється сульфату амонію (6.2):

660 + 1902 = 2562 кг/год.

У другому ступені поглинається аміаку 43 кг/год, витрачається сірчаної кислоти (6.1):



кг/год,

і утворюється сульфату амонію (6.2):

43 +124 = 167 кг/год.

Крім того, в 2-ий ступінь надходить сульфат амонію, що утворюється в піридинової установці в кількості:

,

де - кількість аміаку, що йде з дефлегматора в нейтралізатор, =58 кг/год.

кг/год.

Таким чином, всього накопичується сульфату амонію в 2-му ступені абсорбера (6.2):

167 +225 = 392 кг/год.

Загальна кількість сульфату амонію:

;

2562 + 392 = 2954 кг/год.

Кількість розчину, що перетікає з абсорбера 2-го ступеня в абсорбер 1-го ступеня має бути такою, щоб вивести в 1-ий ступінь абсорберу сульфат амонію в кількості, що утворюється в 2-му ступені абсорбції і в піридиновій установці.

Кількість сульфату амонію, що утворюється в 2-му ступені й в піридинової установці дорівнює 392 кг/год.

Так як розчин містить 28 % (NH₄)₂SО₄, то кількість цього розчину дорівнюватиме:

;

кг/год,

або за об`ємом

кг/год

Таким чином, розчин, що перетікає містить, кг/год (див. табл. 6.3).

Таблиця 6.3 - Склад розчину, що перетікає

Найменування	Вміст, кг/год
Сульфат амонію	1400 0,28 = 392
Сірчаної кислоти	1400 0,12 = 168
Сульфату піридину
Води по різниці	732
Разом	1400

Зі 108 кг/год сульфату піридину (), що надходить в 1-й ступінь абсорберу, десорбується зворотно 48 кг/год () піридинових основ і звільняється:



;

108 - 48 = 60 кг/год сірчаної кислоти.

Кількість розчину, що виводиться із 1-го ступеня абсорберу у випарник повинно бути таким, що після випаровування води і виділення всього вироблюваного сульфату амонію залишився насичений розчин сульфату амонію певної концентрації.

Кількість розчину, що виводиться із 1-го ступеня абсорбера у випарник, визначимо наступним чином.

Позначимо кількість цього розчину через G і вміст у ньому сульфату амонію 40 % і H₂SO₄ 1 %. Тоді в ньому міститься сульфату амонію 0,4G кг/год.

Після випаровування W кг/год води в випарники в центрифузі входить пульпа в кількості (G-W) кг/год, в якій знаходиться 0,4G кг/год сульфату амонію.

Після видалення вологого сульфату амонію в центрифузі в кількості:

;

де 0,98 - вміст сухого сульфату амонію;

кг/год,

залишиться маточного розчину (G -W- 3014), з них сульфату амонію (0,4G - 2954).

Оскільки вміст сульфату амонію в маточному розчині після центрифуги дорівнює 47%, тому можна скласти рівняння:



.

Кількість води, що видаляється в випарники, можна визначити за такою формулою:

,

де С₀ - вміст (NH₄)₂SO₄ у сульфаті амонію, С₀ = 98 %;

С₁ - в тій же, в пульпі після випарника; приймаємо, що пульпа містить 50 % за масою викристалізованої солі, а насичений матковий розчин містить 47 % сульфату амонію; тоді:

С₁=50+0,5•47=73,5%;

С₂ - той же, в маточному розчині після центрифуги, С₂ = 47 %;

С₃ - той же, в розчині, що виводиться із 1-го ступеня абсорбції у випарник, С₃ = 40 %;

- кількість вологого сульфату амонію, кг/год.

Тоді:

кг/год.

Підставляючи W, отримаємо:

звідки об'єм розчину дорівнюватиме:

V_р-ну=,

де - кількість розчину, що виводиться з абсорбера у випарник, 10655 кг/год;

- щільність розчину 1,24 кг/л.

м³/год.

Вміст піридинових основ в цьому розчині можна визначити за рівнянням:

Приймаємо температуру розчину після 1-го ступеня абсорбції 58 С (надалі ця температура перевіряється по тепловому балансу збірника 1-го ступеня абсорбції) і концентрацію сірчаної кислоти 1 %.

Вміст піридинових основ дорівнює:

г/м³.

Тоді максимальний вміст піридинових основ у виводимому в випарник розчині:

=5,83 г/л.

Фактичний вміст визначаємо приймаючи, що рівновага відповідає 50 % вмісту піридинових основ в газі, тоді:

=3,07 г/л.

Таким чином, в розчині, що направляється у випарник, міститься, кг/год (табл. 6.4).

Таблиця 6.4 - Вміст розчину, що направляється у випарник

Найменування	Вміст, кг/год
Сульфат амонію	0,4 10655 = 4262
Сірчана кислота	0,01 10655 = 106,6
Сульфат піридину	=51,4
Води по різниці	6235
Разом		10655

З цієї кількості розчину, спрямованого у випарник, після випаровування води в кількості 4858 кг/год () і відділення вологого сульфату амонію в центрифузі в кількості 3014 кг/год (з них сухого 2954 кг/год і вологи 60 кг/год) залишиться маткового розчину:

10655 - 4858 - 3014 = 2783 кг/год.

Після додавання промивної води в кількості 170 кг/год () повертається маточного розчину до збірки 1-го ступеня абсорбції

;

2783 +170 = 2953 кг/год.



Склад цього розчину і кількість (кг/год) наступні (таблиця 6.5).

Таблиця 6.5 - Склад розчину

Найменування	Вміст, кг/год
Сульфат амонію	4262 - 2954 = 1308
Сірчана кислота	106,6
Сульфат піридину	51,4
Вода	6235 - 4858 - 60 +170 =1487
Разом	2953



7. РОЗРАХУНОК АБСОРБЕРУ

7.1 Матеріальний розрахунок

Прихід

У абсорбер 1-го ступеня надходить коксовий газ з нагнітача і аміачно-водяні пари з дефлегматору у кількості, кг/год (дивиться таблицю 7).

Таблиця 7.1 - Склад надходячего коксового газу

Найменування	Вміст, кг/год
Сухий коксовий газ	45600
Бензольні вуглеводні	2600
Аміак	706
Сірководень	1158
Двоокис вуглецю	48
Піридинові основи	46
Водяна пара	3616
Разом	53774

У абсорбер надходить циркулюючий розчин зі збірника 1-го ступеня абсорберу. Позначимо цю кількість через G₁.

Таким чином, загальний прихід дорівнює:

53774 + G₁ кг/год

Витрата

З коксового газу із 706 кг/год аміаку поглинається 660 кг/год і залишається в газі 46 кг/год.

Кількість піридинових основ в газі після 1-го ступеня абсорбції збільшується за рахунок десорбції їх з перетікання, що надійшов з 2-го ступеня абсорбції. Кількість десорбуючих піридинових основ в 1-му ступені абсорберу дорівнює 48 кг/год. Таким чином, у вихідному газі буде міститися піридинових основ:



46 +48 = 94 кг/год

Кількість водяної пари, що виходять з газом з 1-го ступеня абсорбції, можна визначити виходячи з того, що за рахунок тепла нейтралізації відбувається нагрів газу до 58 °С, тобто до температури потрапляючого розчину, і випаровування відповідної кількості води. Позначимо цю кількість через :

кг/год,

де Q₁- тепло, внесене коксовим газом, кДж/год;

Q₂ - тепло, внесене амоніачно-водяними парами, кДж/год;

Q_3- тепло реакції нейтралізації, кДж/год;

Q_4-тепло, що відноситься сухим газом, кДж/год;

температура газу на виході з абсорбера, t = 58 °С.

Тепло, що вноситься коксовим газом при 50 °С:

Q₁=15868750 кДж/год

Тепло, що вноситься аміачно-водяними парами з дефлегматора при 95°С, дорівнює:

Q₂= ((142•0,508+38•0,24+48•0,418+6•0,246)•95+696•(595+0,44•95))•4,19=

=1897980 кДж/год

Тепло реакції нейтралізації аміаку:



Q₃ = кДж/год,

де 195675 - тепло реакції нейтралізації, кДж/год сірчаної кислоти.

Тепло, що відноситься сухим коксовим газом при температурі 58 °С:

Q₄=((46•0,508+1158•0,298+48•0,418+94•0,246+2600•0,246+45600•0,7)•58)•4,19=

= 8012670 кДж/год.

Тоді:

кг/год.

Загальна кількість газів, що виходять з 1-го ступеня абсорберу в 2-й, наведена в таблиці 7.2.

Таблиця 7.2 - Загальна кількість газів, що виходять з 1-го ступеня абсорбера в 2-й

Найменування	Витрата по газу
	кг/год	м3/год
Сухий коксовий газ	45600	100000
Бензольні вуглеводні	2600	702
Аміак	46	61
Сірководень	1158	763
Двоокис вуглецю	48	24
Піридинові основи	94	27
Водяна пара	4982	6200
Разом	54528	107777

Кількість циркулюючого розчину, що виходить з 1-го ступеня абсорбера, позначимо G₂ кг/год. Тоді загальна витрата дорівнює:

54528 + G₂,

Дорівнюючи прихід і витрату, отримаємо:

53774+G₁=51528+G₂;

або G₁=G₂+754

Друге рівняння для визначення G₁ і G₂ отримаємо виходячи зі значень концентрацій сірчаної кислоти на вході і виході з 1-го ступеня абсорбції і кількості сірчаної кислоти, що витрачається, в 1-му ступені.

Приймаючи концентрацію розчину, що поступає, 1,6 % і що виходить 1 %, отримаємо рівняння:

де - кількість кислоти, що витрачається в 1-му ступені абсорбера, кг/год.

Для зв'язування в 1-му ступені абсорберу 660 кг/год аміаку потрібне використати сірчаної кислоти 1902 кг/год . Проте при розкладанні сульфату піридину, що поступив з 2-го ступеня, звільняється сірчаної кислоти 60 кг/год.

Тому:

= 1902 - 60 = 842 кг/год,

Таким чином,

1,6G₁ = G₂ + 184200.



Вирішуючи приведені два рівняння з невідомими G₁ і G₂, отримаємо G₁=305744 кг/год і G₂=304990 кг/год.

Об'єм розчину, що поступає, при щільності 1,24 кг/л буде:

м³/год

Матеріальний баланс 1-го ступеня абсорбції наведений у таблиці 7.3, а тепловий баланс - у таблиці 7.4.

Таблиця 7.3 - Матеріальний баланс 1-го ступеня абсорбції

Прихід	кг/год	Витрата	кг/год
Коксовий газ	52844	Коксовий газ	54528
Аміачно-водяна пара	930	Циркулюючий розчин	304990
Циркулюючий розчин	305744
Разом	359518	Разом	359518

Таблиця 7.4 - Тепловий баланс 1-го ступеня абсорбції

Найменування	кДж/год	Найменування	кДж/год
Тепло коксового газу	15868750	Тепло коксового газу	8012670+(595+0,43858)4,19 4982==20963343
Тепло аміачної водяної пари	1897580	Тепло, що втрачається назовні	552000
Тепло нейтралізації	3797654	Тепло циркулюючого розчину	3049902,93t=894536 t
Тепло циркулюючого розчину	3057442,9358,9=52011335
Разом	73575719	Разом	21018543+894536t

Дорівнюючи прихід і витрату тепла, отримаємо температуру розчину, що виходить з 1-го ступеня абсорбера, рівну 58,8 °С, тобто приблизно таку ж, як і що поступає.



7.2 Матеріальний і тепловий баланси збірки абсорбера 1-го ступеня

Матеріальний розрахунок

Прихід. У збірку абсорбера 1-го ступеня поступають: циркулюючий розчин з абсорбера, маточний розчин з центрифуги, перетік з 2-го ступеня абсорберу, сірчана кислота, вода для поповнення циклу.

Визначаємо кількість цих потоків :

1. Кількість розчину, що поступає з 1-го ступеня абсорбера:

304950-10655=29433 кг/год.

2. Кількість маточного розчину, що поступає з центрифуги, дорівнює 2953 кг/год.

3. Кількість розчину, що поступає з 2-го ступеня абсорбера (перетікання), дорівнює 1400 кг/год.

4. Кількість кислоти, що поступає, позначимо x₁.

5. Кількість води для поповнення циклу позначимо y₁.

Загальна витрата дорівнює:

298688 + x₁ + y₁.

Витрата. Кількість розчину, що виводиться зі збірки в циркуляцію, дорівнює 305744 кг/год.

Дорівнюючи прихід і витрату, отримаємо:

x₁ + y₁ = 7056 кг/год.

Для визначення x₁ і y₁ складемо баланс моногідрату сірчаної кислоти (дивиться таблицю 7.5).



Таблиця 7.5 - Баланс моногідрату сірчаної кислоти

Прихід	кг/год
З кислотою при концентрації 92,5 %	0,925·x1
З маточним розчином з центрифуги	106,6
У перетіканні з 2-го абсорбера	168
Утворюється при розкладанні піридинових основ	60
Разом	0,925·x1 +334,6
Витрата	кг/год
У розчині, що йде у випарник	106,6
На реакцію з NH3 в 1-му ступені	1902
Разом	2008,6

Дорівнюючи прихід і витрату, отримаємо:

0,925·x₁+334,6=2008,6

Звідси кількість розчину кислоти x₁=1674 кг/год, з них: моногідрату

1674·0,925=1548 і води 126 кг/год.

Кількість води, необхідної для поповнення циклу:

y₁ = 7056 - 1674 = 5382 кг/год

Тепловий баланс збірки 1-го ступеня

Прихід

1. Тепло, внесене циркулюючим розчином:

Q₁=294335•2,93•58,8=50761132 кДж/год

2. Тепло, внесене маточним розчином при 50 °С:



Q₂=2953•2,68•50 = 395938 кДж/год,

де 2,68 - теплоємкість маточного розчину, кДж/(кг•град).

3. Тепло,внесене перетоком розчину з 2-го ступеня абсорберу:

Q₃=1400•3,31•50 =231707 кДж/год,

де 3,31 - теплоємність цього розчину кДж/(кг•град).

4.Тепло, внесене кислотою:

Q₄=1674•1,55•20 = 51904 кДж/год,

де 1,55 - теплоємність сірчаної кислоти, кДж/(кг•град).

5.Тепло, внесене водою поповнення:

Q₅=5382•20•4,19=451012 кДж/год

6. Тепло розведення сірчаної кислоти від 92,5 до 1,6 %.

Тепло розведення, що доводиться на 1 моль H₂SO₄:

кДж/кмоль H₂SO₄;

кДж/кмоль H₂SO₄,

і на 1548 кг моногідрату:

кДж/год.

Загальний прихід тепла:

Q_прих=52891085 кДж/год.

Витрата.

1. Тепло, що втрачається назовні (за практичними даними):

Q₇=55200 кДж/год.

2. Тепло, що відноситься циркулюючим розчином:

Q₈=3057442,93t.

Разом витрата тепла:

55200 + 896747 t.

Прирівнюючи прихід і витрату, отримаємо:

52891085 = 55200 + 896747t.

Звідси температура розчину, що встановилася t=58° С.

7.3 Розрахунок 2-го ступеня абсорберу

Прихід. У абсорбер 2-го ступеня поступає коксовий газ з абсорбера 1-го ступеня в кількості, наведеній в таблиці 7.6.

Таблиця 7.6 - Склад коксового газу з абсорберу 1-го ступеня

Найменування	Прихід, кг/год
Сухий коксовий газ	45600
Бензольні вуглеводні	2600
Сірководень	1158
Аміак	46
Двуокис вуглецю	48
Піридинові основи	94
Водяна пара	4982
Разом	54528

Циркулюючий розчин зі збірки 2-го ступеня абсорбера. Позначимо цю кількість через G₃.Тоді загальний прихід дорівнює:

54528 + G₃.

Витрата.

Коксовий газ.

Із аміаку в коксовому газі 46 кг/год поглинається 44 кг/год і залишується в газі 2 кг/год.

Кількість піридинових основ, які залишуються після абсорбції, дорівнює 2 кг/год і поглинається піридинових основ:

94 - 2=92 кг/год

Кількість водяних парів, які виходять з газом із 2-го ступені абсорбції G_В визначаємо виходячі з того, що за рахунок тепла нейтралізації і охолодження газу від температури 58°С до 52°С відбувається випарення води.

Велічина G_в може бути визначена по рівнянню:

,

де Q₁ - тепло, внесене коксовим газом, кДж/год;

Q₂ - тепло реакції нейтралізації, кДж/год;

Q₃ - тепло, яке уноситься сухим коксовим газом із абсорберу при

t = 52° С.

Тепло, яке вноситься коксовим газом:

Q₁= 20963343 кДж/год.

Тепло реакції нейтралізації:

кДж/год,

де 193586 - тепло реакції нейтрализації H₂SO_4.

Тепло, яке уноситься сухим коксовим газом:

Q₃=(45600•0,7+2600•0,246+1158•0,238+3•0,508+43•0,418+2•0,246)•4,19·52=7158945 кДж/год

Тоді:

кг/год

Загальна кількість газів, які виходять із 2-ї ступені абсорберу наведене в таблиці 7.7.

Таблиця 7.7 - Загальна кількість газів, які виходять з 2-го ступеня абсорберу

Найменування	кг/год	м3/год
Сухий коксовий газ	45600	100000
Бензольні вуглеводні	2600	702
Аміак	3	4
Сірководень	1158	763
Двоокис вуглецю	48	24
Піридинові основи	2	0,6
Водяна пара	5429	6756
Разом	54840	108249,6

Циркулюючий розчин.

Кількість циркулюючого розчину, що виходить з 2-го ступеня абсорбера, позначимо G₄ кг/год.

Тоді загальна витрата дорівнює 54840+ G₄.

Дорівнюючи прихід і витрату, отримаємо:

54528+ G₃=54840+ G₄

Або:

G₃= G₄+312

Кількість розчину, абсорбера, що поступає в 2-й ступінь, приймаємо по об'єму рівним кількості розчину, що поступає в 1-й ступінь абсорбції, що забезпечує однакову щільність зрошування.

Оскільки об'єм розчину, що поступає в 1-й ступінь, 247 м³/год, то маса розчину G₃ при щільності 1,2 кг/л буде:

G₃=247 1200=296400 кг/год.

Тоді:

G₄=296400 - 312 = 296088 кг/год.

Матеріальний та тепловий баланси 2-го ступеня абсорбера наведені в таблицях 7.8 і 7.9.

Таблиця 7.8 - Матеріальний баланс 2-го ступеня абсорбера

Прихід	кг/год	Витрата	кг/год
Коксовий газ	54528	Коксовий газ	54840
Циркулюючий розчин	296400	Циркулюючий розчин	296088
Разом	350928	Разом	350928



Таблиця 7.9 - Тепловий баланс 2-го ступеню абсорберу

Прихід	кДж/год	Витрата	кДж/год
Тепло коксового газу	20963343	Тепло коксового газу	21210929
Тепло нейтралізації	247586	Тепло нейтралізації	173475
Тепло циркулюючого	296400522,93=45205742	Тепло циркулюючого	2960882,93t=868426t
Разом	66416671	Разом	21384404 +868426t

Прирівнюючи прихід і витрату тепла, отримаємо температуру розчину абсорбера, що виходить з 2-го ступеня, в циркуляцію t=51,9 °С.

7.4 Матеріальний і тепловий баланси збірки 2-го ступеня абсорбера

Матеріальний розрахунок

Прихід. У збірку абсорбера 2-го ступеня поступають: циркуляційний розчин з абсорбера, розчин з піридинової установки, сірчана кислота, вода для поповнення циклу.

Визначимо кількість цих потоків:

1. Кількість розчину, що поступає з піридинової установки, дорівнює 1247,5 кг/год.

2. Кількість кислоти, що поступає x_2.

3. Кількість розчину, що поступає з абсорбера, дорівнює:

296088 - 961 - 1400 =293727 кг/год.

4.Кількість води, що поступає, для поповнення циклу у_2..

Загальний прихід:

294974,5+x_2.+у_2..

Витрата. Кількість розчину, що виходить зі збірки в циркуляцію, дорівнює 296400 кг/год.

Прирівнюючи прихід і витрату, отримуємо:

х₂+у₂=1425,5 кг/год

Для визначення складаємо баланс моногідрату сірчаної кислоти (таблиця 7.10).

Таблиця 7.10- Баланс моногідрату сірчаної кислоти

Прихід	Кількість, кг/год
З кислотою при концентрації 92,5 %	0,925·х2
Витрата	кг/год
Переток розчину у 1 ступінь	168
У піридинову установку	115
На реакцію з NH3, що йдуть з піридинової установки
На реакцію з NH3 в другому ступені	124
На реакцію з піридиновими основами в 2-му ступені абсорбції
Разом	524

Прирівнюючи прихід і витрату, отримаємо:

0,925•х₂=524,

звідси кількість розчину сірчаної кислоти х₂=566,5 кг/год, з них: моногідрату:

0,925566,5=524 кг/год,

та води:

566,5-524=42,5 кг/год.

Тоді кількість води, необхідна для поповнення циклу:

у₂=1425,5 - 566,5=859 кг/год.

Тепловий баланс збірки 2-го ступеня

Прихід.

1. Тепло, що вноситься циркулюючим розчином:

Q₁=2937273,3152 = 50557819 кДж/год

2. Тепло, що вноситься розчином з піридинової установки:

Q₂=1247,50,537504,19=80662 кДж/год,

де 2,25-теплоємність розчину, кДж/(кгград).

3. Тепло, що вноситься кислотою:

Q₃=566,51,5520 =17565 кДж/год

4. Тепло, що вноситься водою поповнення циклу:

Q₄=859204,19=71984 кДж/год

5.Тепло розбавлення сірчаної кислоти від 92,5 % до 12 %:

кДж/год

де теплота розбавлення від 92,5 % до 12 % на 1 кмоль дорівнює:

;

кДж/кмоль H₂SO_4.

Загальний прихід тепла 51112567 кДж/год.

Витрата:

1. Тепло, що втрачається назовні:

Q₆=173475 кДж/год

2. Тепло, що виноситься розчином:

Q₇=296400•0,79t•4,19=981114t

Загальна витрата тепла

Q_вит=173475+981114t

Дорівнюючи прихід і витрату тепла, отримаємо

51112567=173475+981114t,

Звідси температура розчину, що встановилася t= 51,9 °С.

Баланс кислоти і води поповнення приведений в таблиці 7.11.



Таблиця 7.11- Баланс кислоти і води поповнення

Компоненти	Збірка1	Збірка2	Всього	Разом
	H2SO4	H2O	H2SО4	H2O	H2SO4	H2O
Розчин кислоти Вода поповнення циклу	1548 -	126 5382	524 -	42,5 989,5	2072 -	178 6371,5	2250 6371,5
Всього	1548	5508	524	1032	2072	6549,5	8621,5

Матеріальні баланси сульфатної і піридинової установок наведені у таблицях 7.12 та 7.13.

Таблиця 7.12 - Матеріальний баланс сульфатної установки

Прихід	кг/год	Витрата	кг/год
Коксовий газ	52844	Коксовий газ	54840
Аміачно-водяні пари	930	Розчин для піридинової установки	961
Сірчана кислота	2371	Сульфат амонію	3014
Промивна вода	170	Випаровується у випарники	4858
Вода для поповнення циклів	6371,5
Знепіридинений розчин	1247,5
Разом	63673	Разом	63673

Таблиця 7.13 - Матеріальний баланс піридинової установки

Прихід	кг/год	Витрата	кг/год
Розчин з абсорберу	961	Розчин у збірник абсорберу	1247,5
Аміачно-водяні пари з дефлегматору	380	Піридинові основи (водні)	57,5
		Неконденсуючі гази	36
Разом	1341	Разом	1341



7.5 Визначення розмірів абсорберів

Кількість газів і пари, що поступають в абсорбер, наведено в таблиці 7.14.

Таблиця 7.14 - Кількість газів і пари, що поступають в абсорбер

Компоненти	З нагнітача	З дефлегматору
	кг/год	м3/год	кг/год	м3/год
Сухий коксовий газ Бензольні вуглеводні Сірководень Двоокис вуглецю Піридинові основи Аміак Водяна пара	45600 2600 1120 - 40 564 2920	100000 702 738 - 11 743 3643	- - 38 48 6 142 696	- - 25 24 1,7 187 866
Разом	52844	105828	930	1103,7

Об'єм газів, що поступають, за фактичних умов складемо

м³/год,

де 906-тиск перед абсорбером, мм рт.ст.

Приймаємо швидкість газів в абсорбері 4 м/с. Тоді необхідний перетин абсорберу:

м²

і діаметр абсорбера:



м.

Приймаємо діаметр абсорберу 3,2 м.

Об'єм абсорберу визначаємо з умов абсорбції амоніаку по рівнянню:

м³,

де - об'єм газів, що поступають;

К - коефіцієнт абсорбції аміаку сірчаною кислотою в розпорошувальних апаратах, за практичними даними К=5000 1/год; вміст аміаку в газі, що поступає і виходить, г/м³.

Об'єм абсорбера 1-го ступеня дорівнює:

м³,

тоді необхідна висота робочої частини абсорбера:

м.

Приймаємо висоту кожної ступені по 8 м.

Розміри робочої частини абсорбера 2-го ступеня абсорбції залишаються такими ж, як і 1-го ступені,так як

,



8. РОЗРАХУНОК КОНДЕНСАТОРУ

8.1 Тепловий розрахунок

Прихід.

1. Тепло, яке вноситься водяною парою з випарника:

Q₁ = 12536657 кДж/год.

Витрати.

1. Тепло, яке уноситься конденсатом пару при температурі конденсації 50 С:

Q₂ =4858?50?4,19=1017751 кДж/год.

2. Тепло, яке уноситься охолоджуючою водою: Q₃

Дорівнюючи прихід та витрату, одержимо:

Q₃ = 11518906 кДж/год.

Витрату води визначаємо приймаючи температуру входу та виходу води 25 і 40 С:

W = м³/год.

8.2 Визначення поверхні теплопередачі

Швидкість води при турбулентному руху визначаємо по рівнянню:

х=10,

де Z - в'язкість води при середній температурі,

с - густина води;

d - внутрішній діаметр трубок.

х=10 м/с.

Приймаємо швидкість води 0,6 м/с, тоді необхідний перетин для проходу води:

S= м².

Необхідна кількість труб в одному ході:

n=шт.

При чотирьох ходах:

n=299?4=1196 шт.

Приймаємо 4 - ходову трубчатку з числом труб 1303, які розміщуються на 19 шестикутниках.

Тоді фактична швидкість води:

х= м/с.

Поверхня теплопередачі:

,

де Q - кількість тепла, Q₃ = 11518906 кДж/год;

?t_ср - середня логарифмічна різниця температур в теплопередачі:

?t_ср=С

К - коефіцієнт теплопередачі:

,

де коефіцієнт теплопередачі від пари, приймаємо 41900;

термічний опір стінок трубок; цією величиною нехтуємо;

термічний опір забруднень, приймаємо рівним 0,0002385;

коефіцієнт теплопередачі від стінки до киплячого розчину визначуваний по рівнянню:

Критерій Нуссельта:



Критерій Рейнольдса:

Критерій Прандтля:

.

Тоді:

.

Коефіцієнт теплопередачі:

Необхідна поверхня теплопередачі:



Довжина труб:

l =

l =м.

Тоді діаметр трубчатки буде:

,

де число шестикутників;

крок розміщення трубок;

відстань від кожуха,

Приймаємо:

t=1,3·0,022=0,029 м;

t`=0,022 м.

Тоді:

D=2·(19·0,029+0,022)=1,726 м



9. РОЗРАХУНОК БАРАБАННОЇ СУШАРКИ

9.1 Матеріальний розрахунок

Виходячи з вихідної вологості сульфату амонію 2 %, встановлюємо кількість вологи, що видалена з матеріалу по рівнянню:

де - кількість солі , що виходить з сушарки;

, - відповідно початкова і кінцева вологість сульфату амонію, %.

Тоді:

9.2 Тепловий розрахунок сушарки

Як паливо використовується сухий коксовий газ наступного складу (% об.): CH₄ - 26,0; C₂H₆ - 2,5; H₂ - 60,0; CO - 6,5; N₂ - 1,5, О₂ - 0,6, CО₂ - 2,9.

Для спалювання 1 кг цього газу необхідно L₀ кг сухого повітря. Розрахунок L₀ за наступною формулою:

,

де СО, Н₂, - об'ємні долі компонентів, що горять.

Звідси:

кг/кг.

Виходячи з теплових ефектів реакцій згоряння компонентів палива:

+ 10810 кДж/м³;

+ 12680 кДж/м³;

+ 35741 кДж/м³;

+ 63797 кДж/м³.

Розрахуємо кількість тепла, що утвориться при згорянні 1 м³ газу:

,

де щ - об'ємна доля компоненту, %;

q - питома теплота згоряння компоненту, кДж/м³.

Отримуємо:

кДж/м³

Щільність паливного газу визначимо за формулою:

,

де - мольна маса компоненту;

- температура палива;

- мольний об'єм газу.

Підставивши у формулу значення отримаємо:

кг/м³.

Кількість тепла, що виділяється при спалюванні 1 кг газу:

Маса газів, що подається до барабану у розрахунку на 1 кг палива, що горить визначається загальним коефіцієнтом надлишку повітря б, необхідного для горіння палива та розбавлення топочних газів до температури 130 °С. Значення б знаходять з рівнянь теплового та матеріального балансів:

,

де з - ККД топки (дорівнює 0,95);

- теплоємність палива при 20°С, (дорівнює 1,34 кДж/(кг· К));

- ентальпія свіжого повітря, кДж/кг;

- ентальпія сухих газів, кДж/кг;

- вологовміст свіжого повітря, кг/кг;

r₀ - теплота випаровування води при 0°С, 2500 кДж/кг;

- середня теплоємність водяної пари, 1,97 кДж/(кг· К);

t_вп - температура пари на вході у барабан t_вп=130°С.

Для розв'язання цього рівняння необхідно розрахувати кількість вологи, що утвориться при згорянні газу. Перерахуємо об'ємні долі компонентів у масові:

Кількість вологи, що утвориться при згорянні 1 кг палива дорівнює:

кг/кг.

Вологовміст свіжого повітря знаходимо по даних вологості повітря ц₀=70%, та температурі t_пов=20°С за формулою:

де Р - атмосферний тиск (101 кПа);

- парціальний тиск насиченої водяної пари при 20°С, (2340 Па).

Звідси:

Загальна питома маса сухих газів, що утворюються при згорянні 1 кг палива та розбавлені топічних газів повітрям до температури 130°С дорівнює [3]:

Питома маса водяної пари у газовій суміші при спалюванні 1 кг палива:

Вологовміст газів на вході у барабан сушарки:

Ентальпія газів на вході у барабан сушарки:

У процесі сушіння тепло витрачається на нагрівання та випаровування вологи, нагрівання матеріалу, та непродуктивні втрати теплоти у оточуюче середовище. З рівняння теплового балансу сушіння:

Для теоретичної сушарки Д=0. Для реальної сушарки:

,



де - питома витрата тепла на нагрівання матеріалу;

- втрати тепла у оточуюче середовище віднесені до 1 кг випареної вологи. Згідно з ГОСТу 26-01-450-78 приймаються для барабанних сушарок у межах 85 - 120 кДж/кг. Приймаємо = 120 кДж/кг.

де , - температура матеріалу на вході та на виході з сушарки.

Звідси:

Ентальпія водяної пари на виході з сушарки:

,

де - температура газів на виході з сушарки.

2500+1,97*75=2647,75 кДж/кг.

Ентальпія вологих газів на виході з барабану сушарки:

Звідси:

Вологовміст газу на виході з барабану:

В процесі сушіння волога з матеріалу випаровується та уноситься агентом сушіння. При цьому вологовміст газів збільшується з х1 до х2. Тому:

Витрата теплоносія:

Витрата тепла на сушіння:

Витрата паливного газу:

З цього:

9.3 Визначення розмірів сушильного барабану

Основні розміри сушильного барабану вибирають виходячи з об'єму сушильного простору. Цей об'єм складається з об'єму, необхідного для прогріву матеріалу до температури при котрій починається інтенсивне випаровування (), та об'єму необхідного для процесу випаровування вологи ().

Об'єм простору в який випаровується волога може бути знайдений з модифікованого рівняння масопередачі:

де '- середня рушійна сила масопередачі, кг/м³;

- об'ємний коефіцієнт масопередачі.

Якщо рух матеріалу та агенту сушіння прямоточний, то коефіцієнт масопередачі Кх чисельно рівний коефіцієнту масовіддачі вх. Для барабанної сушарки коефіцієнт масовіддачі вх може бути розрахований за емпіричним рівнянням:

де с_ср - середня цільність сушильного агенту, кг/м³;

с - теплоємність сушильного агенту при середній температурі в барабані (1 кДж/кг*К);

в - коефіцієнт заповнення барабану матеріалом (12%);

Р₀ - тиск при якому проводиться процес, Па;

р - середній парціальний тиск водяної пари, Па;

n - частота обертів барабану, об/хв. приймаємо n=1,5 об/хв;

щ - швидкість газового потоку в барабані, м/с.

Середня щільність сушильного агенту при середній температурі в барабані розраховується за формулою:

Середню температуру знаходимо як середньоарифметичну між температурою сушильного агенту на вході () та на виході () з сушарки:

Тоді:

Розрахуємо середній парціальний тиск парів води у барабані по значеннях вологовмісту на вході та на виході з барабану:



Значення парціальних тисків розрахуємо за формулами:

Звідси:

Згідно:

Маючі усі вихідні дані розрахуємо коефіцієнт масовіддачі вх:



Рухаючу силу масопередачі визначимо через рівняння:

де - середня рухаюча сила масопередачі, Па. Її можна розрахувати за рівнянням:

Для прямоточних сушарок = - - рухаюча сила в началі процесу та = - - рухаюча сила наприкінці процесу. р* - тиск водяної пари над вологим матеріалом.( = 17153 Па; = 16063 Па). Звідси:

Розрахуємо рухаючу силу масопередачі :

Об'єм простору необхідний для процесу випаровування:

Об'єм необхідний для прогріву матеріалу знаходимо з модифікованого рівняння теплопередачі:

де Q_п - витрата тепла на прогрів матеріалу, кВт;

К_х - об'ємний коефіцієнт теплопередачі, кВт/м³*К;

Дt_ср - середня різниця температур теплоносія та матеріалу.

Витрата тепла Q_п дорівнює:

де t - температура матеріалу на вході в сушарку;

и - температура матеріалу на виході;

с_м - теплоємність сухого сульфату амонію.

Отже:

Об'ємний коефіцієнт теплопередачі знаходимо за емпіричним рівнянням:

Звідси:

Для розрахунку Дt_ср необхідно знайти температуру, до якої охолодиться сушильний агент віддаючи тепло матеріалу сушіння. Цю температуру можна знайти з рівняння:

де tх - шукана температура.

Звідки:

Підставляючи розраховані значення отримуємо:

Звідси об'єм сушильного простору барабану:

Відношення довжини барабану до його діаметру повинно знаходитися у межах 3,5ч7. Приймаємо L/D = 5.

З формули:

Звідси діаметр барабану:

Довжина барабану:

За ГОСТом 26-01-437 - 85 вибираємо барабан сушарки 1200Ч6000 мм, об'єм його сушильного простору 6,78м³.

Визначимо швидкість газів в барабані за формулою:

,

де - коефіцієнт заповнення барабану насадкою;

- об'ємна витрата вологого сушильного агенту на виході з барабану, м³/с. Він дорівнює:

,

де - середній вологовміст сушильного агенту, кг/кг сухого. Розраховується як середньоарифметичне між та :

Тоді:

Швидкість газів в барабані:

Перевіримо, чи є дана швидкість припустимою, виходячи з того, що кристали сульфату амонію більші 0,35 мм не повинні виноситися током газів з барабану. Швидкість виносу рівну швидкості витання знайдемо з формули:

,

де - в'язкість газу при середній температурі, (рівна 0,022 мПа*с);

-щільність агенту сушіння при середній температурі;

d - діаметр часток матеріалу;

Ar - критерій Архімеду, рівний:

де - щільність часток матеріалу.



Звідси:

Розрахуємо критерій Архімеду:

Швидкість витання:

Вона є меншою за фактично розраховану швидкість газів у барабані =2,23 м/с, тому розрахунок основного обладнання закінчуємо [1].

Кількість матеріалу, що знаходиться у сушарці:

Час перебування матеріалу у барабані:

Кут нахилу барабану розраховується за формулою:

Звідси:

10. ПРОЕКТ УЛОВЛЮВАННЯ ПЫРИДИНОВИХ ОСОВ

10.1Обґрунтування важливості уловлювання піридинових основ

Піридин (С₅Н₅N) - Це речовина разом з цілим рядом аналогічних з'єднань, взагалі званих піридиновими основами, було відкрито в 1846 р. Андерсоном при дослідженні кісткового масла, виходить сухою перегонкою не знежирених кісток. З моменту свого відкриття піридин вельми зацікавив хіміків своїми властивостями, багато в чому нагадують властивості бензолу, і тим, що починав собою цілий ряд гомологів. У 1869 р. Кернер у приватному листі до Каниццаро висловив думку, що піридин може бути розглянутим, як бензол, в якому одна група СН заміщена азотом, тобто що піридин має будову:

На думку Кернера, подібна формула не тільки пояснює синтези піридину; але, головним чином, вказує, чому найпростіший член ряду піридинових основ має п'ять атомів вуглецю. Через рік Дьюар (Dewar), незалежно від Кернера, прийшов до тієї ж формулою, яка потім знайшла собі підтвердження і в пізніших роботах інших хіміків. В цьому відношенні особливо цікавий синтез Ладенбурга, який з пентаметилендиамина отримав піперидин, легко окислюється в піридині:

Цей синтез з безсумнівністю встановив замкнуту будову піридину, що ж стосується розташування подвійних зв'язків, то питання це залишається відкритим, так і досі не вирішено цілком задовільно. Тут ми, можливо, зустрічаємося з тим же фактом, який спостерігається для бензолу, ацетоуксусного ефіру, нітрозофенолов і багатьох інших сполук, саме: мабуть, взаємне положення подвійних зв'язків П. не постійно і змінюється в різних його похідних. Є багато даних за формулу Кернера і Дьюара; однак у 1883 р. Лібен і Гайтингер, з одного боку, і Рідель, з іншого, прийшли для піридину до формули:

Дещо раніше (1881 р.) Чамичан і Денштедт дали піридину формулу:

Бамбергер і Пехманн в 1891 р. запропонували центричну формулу. Всі ці формули мають багато за себе, але в той же час жодна з них не цілком задовольняє всім існуючим фактам. Цікава та обставина, що Томсен, ґрунтуючись на молекулярну теплоту згоряння піридину, приходить до висновку, що піридин не має подвійних зв'язків і, таким чином, як би підтверджуються формули Бамбергера і Пехманна і Чамичана і Денштедта. Незважаючи на неповне прояснення будови піридину і його похідних, хімія цих сполук досить успішно розробляється в інших відносинах. До цього залучає головним чином та обставина, що багато алкалоїдів належать до дериватам розглянутого класу сполук. У 1879 р. А. Вишнеградський висловив думку, що, може бути, всі рослинні основи по суті похідні піридину або хіноліну, а в 1880 р. Кенігс пропонував навіть ім'ям алкалоїдів називати тільки ті рослинні основи, які можуть бути розглянуті, як деривати піридину. З будови піридинового кільця очевидно, що теоретично можливі 3 ізомерних однозаміщених піридинів, 10 двузаміщених і т. п. Вуглецеві атоми кільця позначаються грецькими літерами або цифрами за наведеною схемою, які ставляться перед назвою відповідної бічного ланцюга. Саме кільце часто в емпіричних формулах позначається складом Ру:

.

Що стосується питань про визначення взаємного положення бічних ланцюгів похідних піридину, то очевидно, що ці питання могли бути вирішені тільки тоді, коли були точно встановлені положення бічних ланцюгів таких однозаміщених піридинів, до яких у більшості випадків легко було б перейти від досліджуваного похідного. Такими однозаміщеними похідними є піридинкарбонові кислоти. Завдяки працям Скраупа і Ладенбурга було цілком встановлено, що піколинова кислота є б-піридинкарбонова, нікотинова - в-піридинкарбонова, а ізоникотиновая - г-піридинкарбонова кислота.

Так як піридин, ще до кінця не вивчений, а дуже цінний продукт його важливо уловлювати, тому що основним джерелом його здобутку є коксовий газ.

10.2 Опис схеми піридинової установки

Уловлювання легких піридинових основ з коксового газу і парів, що виділяються в аміачній колоні при дистиляції надсмольної води, здійснюється одночасно з основним процесом нейтралізації аміаку коксового газу сірчаною кислотою з утворенням сульфату амонію в абсорбері.

Містяться в коксовому газі легкі піридинові основи і зв'язуються з сірчаною кислотою, утворюючи в залежності від кислотності розчину кислу або середню сіль сульфату піридину:

;

Обидві ці солі знаходяться в робочому розчині в розчиненому вигляді. Вони є нестійкими сполуками, схильними при певних умовах дисоціювати з виділенням піридину у вільному вигляді. В маточному розчині абсорберу в основному міститься кислий сульфат піридин. Будучи термічно стійким з'єднанням у водних розчинах навіть при високій концентрації (200-260 г/л) і високих температурах (75-80°С), кислий сульфат піридину, проте, легко дисоціює під дією сульфату амонію з утворенням вільного піридину, який при певних умовах видувається газом з маточного розчину абсорберу і втрачається.

Найбільш суттєвими факторами, що впливають на ступінь уловлювання піридинових основ з газу, є температура розчину у абсорбері, його кислотність і концентрація в ньому піридинових основ. При цьому вирішальним фактором є температура. Вона визначає ступінь дисоціації піридину і, отже, пружність парів піридину над маточним розчином. Висока температура маточного розчину порушує умови одночасного уловлювання в абсорбері аміаку і піридинових основ. В результаті підвищення кислотності розчину порушується процес утворення крупнокристалічних солей сульфату амонію.

Оптимальний технологічний режим сатуратора, що забезпечує нормальне протікання процесу одночасного уловлювання в ньому аміаку і піридинових основ, характеризується наступними параметрами: температура абсорберу 50-55°С, кислотність маткового розчину 4,5-5,0%, концентрація піридинових основ у розчині 12-15 г/л. Це дозволяє довести ступінь уловлювання піридинових основ до 90%. Необхідна концентрація піридинових основ в маточному розчині підтримується шляхом безперервного виведення з абсорберу постійної кількості розчину на переробку в піридинових відділеннях.

Низька концентрація піридинових основ в маточному розчині обумовлена необхідністю переробки великої кількості його, що вимагає більш ємною апаратури і, отже, збільшення капітальних витрат.

В установках отримання сульфату амонію безсатураторним способом в результаті роздільного уловлювання аміаку і піридинових основ концентрація піридинових основ в матковому розчині досягає 100-120 г/л, що сприятливо позначається на техніко-економічних показниках роботи піридинової установки.

Виділення піридинових основ з маточного розчину здійснюється в піридиновій установці.

Частина маточного розчину з кристаллоприймача 1 через відстійник і витратомір маточного розчину 3 безперервно надходить в нейтралізатор, в який постійно подається концентрована пароаміачна суміш після дефлегматора аміачної колони. Барботируя через шар маточного розчину в нейтралізаторі, більша частина аміаку витрачається на нейтралізацію вільної сірчаної кислоти, решті аміак реагує з сульфатами піридину та його гомологами. При цьому піридинові підстави виділяються у вільному вигляді по реакції:

C₅H₅NH  HSО₄ + 2NH₃ -- (NH₄)₂SО₄ + C₅H₅N.

Виділилися в нейтралізаторі вільні піридинові основи випаровуються за рахунок теплоти нейтралізації розчину і часткової конденсації парів.

Температура розчинів нейтралізаторі утримується на рівні 100-101°С. Випарувалися при цій температурі піридинові заснування в суміші з водяними парами, частиною аміаку, який не прореагував, вуглекислотою, сірководнем, частиною фенолів і парами нейтральних масел, а також з газами направляються, які не скондесувалися в міжтрубний простір конденсатора-холодильника, де пари конденсуються і конденсат охолоджується до 30-35°С протікає по трубах технічною водою.

Пари, які не сконденсувалися і гази через повітровідвідники відводяться в газопровід перед первинними газовими холодильниками. Цим зменшуються втрати легких піридинових основ.

Сконденсована і охолоджена рідина з конденсатора-холодильника надходить у сепаратор, в якому піридинові основи відділяються від води внаслідок різниці їх густини. Верхній шар, що представляє собою сирі піридинові основи, відводиться в один з мірників, а звідти в сховище.

Обезпіридинений розчин з нейтралізатора через гідрозатвор надходить у проміжний збірник реактор-підкислювач, де відстоюється від шламу, а потім підкислюється сірчаною кислотою до кислотності 10-12% і повертається в сатуратор. Лужність маточного розчину після нейтралізатора повинна знаходитися в межах 0,3-0,5 г/л летючого аміаку.

Якість сирих піридинових основ оцінюється по їх утриманню в сирому продукті, яка визначається кількістю і складом органічних речовин, що знижують вміст 100%-них піридинових основ в перерахунку на безводний продукт.

Так як органічні речовини, що складаються в основному з легких погонів смоли, нафталіну та фенолів, що потрапляють в нейтралізатор піридинової установки з маточним розчином сатуратора і з аміачними парами, то якість сирих піридинових основ знаходиться в прямій залежності від режиму роботи цих відділень, від роботи відділення конденсації, очищення газу від туманообразної смоли в електрофільтрах. Якість сирих піридинових основ визначається також температурою аміачної пари, що надходять в нейтралізатор. Висока температура аміачної пари пов'язана з підвищеним вмістом в їх складі водяних парів, які, пройшовши нейтралізатор, повністю конденсуються в конденсаторі і потрапляють в сепаратор. При...