Контактное окисление диоксида серы

Размещено на http://www.allbest.ru/

Минобрнауки России

Федеральное государственное бюджетное образовательное учреждение высшего профессионального образования

«Санкт-Петербургский государственный технологический институт

(технический университет)»

УГС (код, наименование)18.00.00-Химические технологии

Направление подготовки 18.03.01Химическая технология

Профиль Химическая технология органических веществ

Факультет Химии веществ и материалов

Кафедра ОХТ и катализа

КУРСОВАЯ РАБОТА

по дисциплине Общая химическая технология

Тема Контактное окисление диоксида серы

Студент

Чуйко А.В.

Руководитель,

Доцент Постнов А.Ю.

Санкт-Петербург

2015



Исходные данные

СОСТАВ ИСХОДНОЙ СМЕСИ (МОЛЬНЫЕ ДОЛИ):

Диоксид серы -0,09-0,14

Кислород - 0,1, триоксид серы -0,01, остальное - азот

РАСХОД ИСХОДНОЙ СМЕСИ 35000-60000 М³/Ч

Кинетическое уравнение:

U=k*PO2*PSO2/(PSO2+0,8*PSO3)*Y

Y=1-(РSO3^2/(PSO2^2*PO2*Kp^2)

Зависимость константы скорости прямой реакции от температуры: (моль /(м³*с)

K=57*exp(50000/(8,31*813)-50000/(8,31*T))

Зависимость константы равновесия от температуры:

lgKp=4905/T -4.6455

ЦЕЛЬ - производительность по триоксиду серы 5000м3/ч при минимальных издержках производства



Содержание

Введение

Типы реакторов

Температурные режимы работы реакторов

Краткие сведения о технологическом процессе

Расчёт объёма реактора. Выбор модели и температурного режима работы реактора

Материальный и тепловой балансы

Заключение

Список использованной литературы



Введение

Химическая Технология - это наука о наиболее экономичных и экологически обоснованных методах химической переработки сырья в различные виды продуктов и энергию с применением химических реакций.

Химические процессы и реакторы, объединенные в химико-технологические системы, составляют основу производства во многих отраслях промышленности, в том числе химической, нефтехимической, минеральных удобрений, металлургии черных и цветных металлов, целлюлозной и лесохимической, строительных материалов, пищевой, химико-фармацевтической, фото- и киноматериалов. Продукты химической промышленности обеспечивают химизацию всего народного хозяйства, в том числе и агропромышленного комплекса.

Развитие химической промышленности требует все больше делать акцент на разработку и внедрение высокоэффективных энерго- и ресурсосберегающих, а также экологически чистых технологий.

Химико-технологическими методами производят десятки тысяч продуктов, изучение технологии которых в общем курсе химической технологии невозможно. В этом и нет необходимости, так как по мере развития химической технологии все более типизируются химические процессы и реакторы. Разработаны химико-технологические системы с однотипными процессами и реакторами, которые можно применять в производстве многих химических продуктов с учетом не принципиальной специфики. Поэтому инженерам-технологам-химикам необходимо твердое знание общих закономерностей химической технологии, наиболее типичных химико-технологических процессов и реакторов, принципов создания рациональных автоматизированных химико-технологических систем.

Центральным аппаратом в любой химико-технологической системе, включающей целый ряд машин и аппаратов, является химический реактор - аппарат, в котором протекает химический процесс. Выбор типа, конструкции и расчет химического реактора - одна из важных задач химической технологии.

В данной курсовой работе требуется рассчитать объём реактора, обеспечивающего заданную производительность по триоксиду серы, выбрать модели и температурный режима работы реактора. Выбор реактора будет проводиться из 2х типов: реактора полного смешения и реактора идеального вытеснения.



Типы реакторов

Реактор идеального вытеснения (РИВ) - реактор, в котором при прохождении потока идеального вытеснения через реакционную зону все частицы движутся с одной скоростью, не перемешиваясь друг с другом. Если выделить в потоке малый объем, то этот объем будет двигаться, как поршень, вытесняя предыдущие элементы потока. В реакторе идеального вытеснения перемешивание носит локальный характер: оно происходит в каждом элементе потока, а между соседними по оси реактора элементами перемешивания нет.

Идеальное вытеснение возможно при выполнении следующих допущений: 1) движущийся поток имеет плоский профиль линейных скоростей; 2) отсутствует обусловленное любыми причинами перемешивание в направлении оси потока, параметры процесса (концентрации, температуры и т.д.) полностью выровнены, но плавно изменяются по длине или высоте реакционной зоны.

Вследствие одинаковой скорости всех частиц время прохождения ими любого отрезка по длине реакционной зоны и время пребывания в ней одинаковы. В данном случае истинное время пребывания каждой частицы равно среднему времени пребывания, рассчитанному по отношению объема реакционной зоны к объемному расходу смеси.

В реальном реакторе можно приблизиться к режиму идеального вытеснения, если реакционный поток - турбулентный и при этом длина канала существенно превышает его поперечный размер.

Реактор полного смешения (РПС) - реактор, в котором при прохождении потока полного смешения частицы, поступающие в реакционную зону, мгновенно смешиваются с частицами, уже находящимися в этой зоне, т.е. равномерно распределяются по всей длине и во всем объеме реакционной зоны. Допускается, что в результате интенсивного перемешивания устанавливаются абсолютно одинаковые условия в любой точке реактора: концентрации реагентов и продуктов, степени превращения реагентов, температура, скорость химической реакции.

Чтобы перечисленные допущения могли быть выполнены, необходимо принять еще одно условие: переход от одной концентрации к другой не должен иметь протяженности во времени.

На входе в реакционную зону концентрации, степени превращения, скорость реакции изменяются скачкообразно вследствие мгновенного смешения компонентов, содержащихся в потоке до входа в реакционную зону, с компонентами, находящимися в реакционной зоне. Время пребывания частиц в реакционной зоне потока полного смешения распределено неравномерно. При среднем значении времени пребывания часть частиц покинет реакционную зону раньше, другие задержатся дольше. Смешение исходных реагентов с продуктами реакции и неравномерность времени пребывания частиц в реакционной зоне приводят к уменьшению движущей силы процесса по сравнению с проведением его в реакторе идеального вытеснения.

Температурные режимы работы реакторов

Протекающие в реакторах химические реакции сопровождаются тепловыми эффектами (это тепловые эффекты химических реакций и сопровождающих их физических явлений, таких, например, как процессы растворения, кристаллизации, испарения и т.п.). Вследствие выделения или поглощения теплоты изменяется температура и возникает разность температур между реактором и окружающей средой, а в определенных случаях температурный градиент внутри реактора. Разность температур ?Т является движущей силой теплообмена.

При отсутствии теплообмена с окружающей средой химический реактор является адиабатическим. В нем вся теплота, выделяющаяся или поглощающаяся в результате химических процессов, расходуется на «внутренний» теплообмен - на нагрев или охлаждение реакционной смеси.

Реактор называется изотермическим, если за счет теплообмена с окружающей средой в нем обеспечивается постоянство температуры. В этом случае в любой точке реактора за счет теплообмена полностью компенсируется выделение или поглощение теплоты.

В реакторах с промежуточным тепловым режимом тепловой эффект химической реакции частично компенсируется за счет теплообмена с окружающей средой, а частично вызывает изменение температуры реакционной смеси.

Особо следует выделить автотермические реакторы, в которых поддержание необходимой температуры процесса осуществляется только за счет теплоты химического процесса без использования внешних источников энергии. Обычно стремятся к тому, чтобы химические реакторы, особенно применяемые в крупнотоннажных производствах, были автотермическими.

Краткие сведения о технологическом процессе.

Физико-химические основы процесса. Синтез SO₃ осуществляется по уравнению реакции:

S0₂ + 0.5O₂ = SO₃ (1)

?Н<0

Окисление оксида серы(IV) в оксид серы(VI)--основной процесс в производстве серной кислоты. Окисление проводят после тщательной очистки газа от пыли, тумана серной кислоты, контактных ядов и осушки. Контактное окисление является типичным примером гетерогенного экзотермического катализа. Оно протекает по уравнению (1). Тепловой эффект q реакции зависит от температуры. В интервале 400--700 °С q (в Дж/моль) можно рассчитать по формуле:

q = 101 420--9,26T

Равновесие реакции окисления SО₂ в соответствии с принципом Ле Шателье сдвигается в сторону образования SO₃ при понижении температуры и повышении давления. Равновесная степень превращения X* реагентов зависит также от соотношения SO₂ и О₂ в газе, которое, в свою очередь, зависит от вида обжигаемого сырья и избытка кислорода. Характерные зависимости Х^*SО₂ от температуры, давления и состава газовой смеси приведены на рис. 1-3.

Константа равновесия реакции окисления SО₂ выражается соотношением:

K_p = P^*so₃/[P^*so₂(P^*o₂)^0.5]

Зависимость Кр от температуры, вычисленная по уравнению Вант-Гоффа, показана на рис. 4.

Гомогенное некаталитическое окисление оксида серы (IV) протекает столь медленно, что в производственных масштабах его осуществлять нецелесообразно. Энергия активации гомогенного окисления Е_A ? 300 кДж/моль. Поэтому процесс проводят в присутствии катализаторов. В сернокислотной промышленности в разное время применяли лишь три вида катализаторов, основу которых составляли металлическая платина, оксиды железа и оксид ванадия (V). Самыми активными катализаторами являются платиновые (Е ? 70 кДж/моль). Температура, при которой катализатор проявляет заметную активность (температура зажигания), составляет 350 °С. Однако из-за высокой чувствительности к контактным ядам, в частности к мышьяковистым соединениям, эти катализаторы уже более 40 лет не применяют.



рис. 1 рис. 2

рис 3. рис 4.

Катализаторы на основе оксидов железа (их вводят в виде колчеданного огарка) практически не отравляются, но их энергия активации велика (Е ? 150 кДж/моль), и катализатор проявляет достаточно высокую активность лишь при температуре выше 625 ^оС. При такой температуре равновесная степень превращения не превышает 70 % и использование катализаторовна основе оксидов железа возможно лишь для так называемого предварительного окисления сернистого газа со степенью превращения 50 - 60 %.

Ванадиевые катализаторы содержат 5 - 10 % V₂O₅ и 5 - 10 % К₂О. Энергия активации в рабочем диапазоне температур 420-- 530 °С составляет в среднем около 90 кДж/моль. На выбор температурного режима дополнительно накладываются два ограничения, связанные со свойствами катализатора. Нижним температурным пределом является температура зажигания ванадиевых катализаторов, составляющая в зависимости от конкретного вида катализатора и состава газа 400-440 ?С. Верхний температурный предел составляет 600-650 ?С и определяется тем, что выше этих температур происходит перестройка структуры катализатора и он теряется свою активность. Ванадиевую контактную массу выпускают в виде цилиндрических гранул, таблеток, колец, шариков и др. Размеры гранул катализатора имеют большое значение для процесса катализа. Чтобы исключить внутридиффузнонные торможения при окислении промышленных газов с содержанием SО₂ 7--11 % в диапазоне температур 500--550 °С размеры гранул катализатора не должны превышать 1--1,5 мм. Однако при использовании мелкозернистых катализаторов создается большое гидравлическое сопротивление газовому потоку, проходящему через неподвижные (фильтрующие) слои катализатора. Это приводит к неоправданно высоким энергозатратам. Поэтому при проведении процессов в фильтрующих слоях применяют катализаторы с размерами гранул 5--10 мм.

Кинетическое уравнение, широко применяемое технологами при расчетах процесса окисления SO₂ в S0₃, выведено Г. К. Боресковым:

где: триоксид сера производительность объем

Кинетическое уравнение, приведенное для решения поставленной задачи курсовой работы:

Из уравнений следует, что скорость процесса сильно зависит от константы скорости реакции и, увеличивающейся с ростом температуры в соответствии с уравнением Аррениуса .

С увеличением температуры от 400 до 500 °С константа скорости возрастает более чем в 30 раз. Однако при этом уменьшается константа равновесия Кр. Противоположное влияние температуры на k и Kр обусловливает экстремальный характер зависимости скорости от Т. Из уравнения (2) следует, что скорость окисления S0₂ тем выше, чем меньше достигаемая степень окисления. Характерная серия кривых, выражающих зависимость скорости реакции от температуры и степени превращения для газовой смеси, содержащей 7 % S0₂ и 11 % О₂, показана на рис. 5.

Линия АА, соединяющая максимумы, характеризует оптимальный температурный режим проведения процесса. Линии ВВ и СС ограничивают область допустимых колебаний температуры, в пределах которой скорость реакции составляет не менее 90 % от максимальных значений при оптимальных температурах.

Оптимальная температура зависит не только от X, но и от состава газовой смеси (рис. 6).



Зависимость относительной скорости окисления SO₂ от температуры при разных ХSO₂.

Зависимость Т_опт от XSO₃ при различном составе газа: 1 - 7%SO₂ и 6% О₂; 2 - 7% SO₂ и 14% О₂.

В современных сернокислотных системах перерабатывают сернистые газы с содержанием SО₂ не более 12 %. При такой концентрации адиабатический разогрев контактной массы относительно невелик, и окисление оксида серы (IV) можно проводить при адиабатическом температурном режиме в контактных аппаратах с фильтрующими слоями.

В соответствии с линией оптимальных температур (см. график выше) процесс следует начинать с высокой температуры и понижать ее по мере роста степени превращения. Адиабатический температурный режим, однако, это выполнить не позволяет, так как с увеличением степени превращения температура в слое возрастает. Для приближения температурного режима к оптимальному газовую смесь после нагрева до определенной температуры выводят из слоя на охлаждение, а затем подают в следующий слой катализатора и т. д. На практике газ нагревают до температуры, несколько превышающей температуру зажигания катализатора, и направляют в 1-й слой контактной массы. Так как в аппаратах с фильтрующими слоями каждый слой работает в адиабатическом температурном режиме, то по мере окисления SО₂ температура растет вследствие выделения теплоты. Процесс проводят до тех пор, пока температура не превысит оптимальную, но при этом не станет слишком близкой к равновесной. Обычно превышение температуры над оптимальной выбирают с таким расчетом, чтобы скорость реакции составляла не менее 70--80 от максимальной. Затем газовую смесь охлаждают в промежуточном теплообменнике до такой температуры, чтобы процесс на следующей полке шел с начальной скоростью, составляющей не менее 70-- 80 от максимальной. После второго слоя газ опять охлаждают и подают на третий слой и т. д. На (см. график ниже) изображена диаграмма Х--Т, характеризующая протекание процесса в пятиполочном контактном аппарате с фильтрующими слоями катализатора.

Конечная максимальная степень превращения Х_макс на выходе из последнего слоя ограничивается равновесием, соответствующим минимальной температуре, при которой катализатор сохраняет активность. Для существующих катализаторов Х_макс в системах без промежуточной адсорбции S0₃ составляет 98--98,4 %.

С повышением концентрации S0₂ в исходном газе появляется необходимость увеличения числа слоев катализатора. Это связано с ростом адиабатического разогрева при увеличении концентрации оксида серы (IV). Повышение температуры при адиабатическом процессе выражается уравнением:

T_вых = Т_вх + лХ (4)

Коэффициент адиабатического разогрева л, применительно к процессу окисления SО₂ примерно прямо пропорционален его начальной концентрации. Если выражать степень окисления S0₂ в долях единицы, то значения л для раз-личных молярных долей S0₂ составят:

Nso₂, % 2 5 8 10 14 20 62,5

л 58 144 225 279 373 503 1234

При окислении высококонцентрированных газов с содержанием S0₂ более 15 использование контактных аппаратов с фильтрующими слоями нецелесообразно из-за большого числа полок и опасности перегрева катализатора в условиях адиабатического проведения процесса. Отводить же избыточную теплоту непосредственно из слоев катализатора невозможно вследствие низкой теплопроводности контактной массы и неизбежности затухания катализатора в области расположения теплообменных элементов.

Для повышения степени окисления применяют метод двойного контактирования. Сущность его состоит в том, что окисление S0₂ проводят в два этапа. Сначала S0₂ окисляют на 2--3-х полках до степени превращения X₁ = 90--95, затем абсорбируют полученный S0₃, а непрореагировавшую часть S0₂ окисляют еще на 1--2-х полках до X₂ = 90--95 % с последующим выделением S0₃ во второй ступени абсорбции. Промежуточный отвод продуктов реакции повышает движущую силу процесса, увеличивает его скорость и достигаемую степень окисления. Общую степень окисления Х_общ можно рассчитать по формуле:

X_общ == Х₁ + (1 -- X₁) Х₂

Общая степень превращения в системах с промежуточной абсорбцией составляет 99--99,8 %.

Расчёт объёма реактора. Выбор модели и температурного режима работы реактора

Согласно заданию курсовой работы, требуется рассчитать объем ректора, при котором будет достигнута необходимая производительность по триоксиду серы в 5000 м³/ч. Также требуется выбрать модель реактора и температурный режим процесса. Параметры, модель, температурный режим реактора определяются в соответствии с наиболее выгодными экономическими показателями технологического процесса.

Согласно расчетам материального баланса полного сжигания серы в избытке воздуха в мольном соотношении 0,1:0,9; было выявлено, что мольное содержание SO₂ и O₂ равны 0,11 и 0,1 соответственно. Из предложенного диапазона начального расхода (35000-60000 м³/ч) был выбран максимальный расход 60000 м³/ч, так как при больших расходах возможны меньшие показателях начальной мольной доли диоксида серы (в данном случае 0,11), при которых достигается необходимая производительность, а также достигается большее соотношение О₂/SO₂, что увеличивает степень превращения SO₂. Температура входного потока выбрана 490 ?С. При данной температуре достигаются активация катализатора и наилучшие показатели скорости.

Адиабатический коэффициент:

В соответствии с расчетом, были найдены равновесные мольные доли изотермического, адиабатического и политермического режимов соответственно:

Зависимости производительностей к объемам разных моделей реакторов при разных температурных режимах:

Из графика наблюдается, что необходимая производительность достигается у реактора идеального вытеснения, работающего в изотермическом режиме, при его объеме 45 м³ и у реактора идеального вытеснения, работающего в политермическом режиме, с компенсацией теплоты 0,69 (при такой компенсации довольно высоки скорость и степень превращения) при объеме 35 м³.

Далее рассчитаны расходы реакторов в зависимости от их объемов:

У реактора идеального вытеснения, работающего в политермическом режиме, при объеме 35 м³ стоимость составляет 235 условных единиц. У реактора идеального вытеснения, работающего в изотермическом реакторе, при объеме 45 м³ стоимость составляет 281 условных единиц.

Материальный и тепловой балансы

При заданном начальном расходе 60000 м³, мольных долях SO₂, O₂, SO₃, N₂ 0.11, 0.1, 0.01, 0.78 соответственно, степени превращения 0,758, компенсации тепла 0,685 были рассчитаны материальный и тепловой балансы реакции окисления диоксида серы.

	ММ	GN	VN	NN	ZN	GK	VK	NK	ZK	GR	VR	NR
SO2	64	18857	6600	294,6	0,11	4545	1591	71,0	0,03	-14313	-5009	-223,63
O2	32	8571	6000	267,9	0,1	4993	3495	156,0	0,06	-3578	-2505	-111,82
SO3	80	2143	600	26,8	0,01	20034	5609	250,4	0,10	17891	5009	223,63
N2	28	58500	46800	2089,3	0,78	58500	46800	2089,3	0,81	0	0	0,00
Сумма		88071	60000	2678,6	1	88071	57495	2566,8	1,00	0	-2505	-111,82
VNS=	60000	м3/ч

Твых=	566	С	?H=	-194000	Дж/моль
комп-ся	0,685534591		Cpвх=	32,541	Дж/(моль*К)
Твх=	490	С	Cpвых=	34,1024	Дж/(моль*К)
Qвх=	11863906	Вт
Qвыx=	13762037	Вт
Qхр=	6025692	Вт
Qт/о=	4130820	Вт
	-3259	Вт



Заключение

Требовалось рассчитать реактор для окисления диоксиды серы с производительностью 5000 м³/ч . Данный процесс осуществляется с наилучшими экономическими показателями на ванадиевом катализаторе при заданных начальном расходе 60000 м³/ч , мольных долях SO₂, O₂, SO₃, N₂ 0.11, 0.1, 0.01, 0.78 соответственно с температурой на входе 490 ?С в политермическом реакторе идеального вытеснения с компенсацией тепла 68,5%.



Список использованной литературы.

1. Кутепов А.М., Бондарева Т.И., Беренгартен М.Г. Общая химическая технология. - М.:АКАДЕМКНИГА, 2003.

2. Сороко В.Е., Вечная С.В., Попова Н.Н. Основы химической технологии. - Ленинград: Химия, 1986.

Размещено на Allbest.ru

...