Впровадження безсатураторного методу отримання сульфату амонію

Способи отримання сульфату амонію, обгрунтування технологічної схеми виробництва. Матеріальний і тепловий баланси абсорбера, розрахунок випарника. Характеристика сировини, напівпродуктів і готової продукції. Основні параметри технологічного обладнання.

Рубрика Химия
Вид дипломная работа
Язык украинский
Дата добавления 18.06.2011
Размер файла 980,7 K

Отправить свою хорошую работу в базу знаний просто. Используйте форму, расположенную ниже

Студенты, аспиранты, молодые ученые, использующие базу знаний в своей учебе и работе, будут вам очень благодарны.

(2.4)

Коефіцієнт швидкості кристалізації К залежить в сильній мірі від умов кристалізації. Експериментально встановлено, що основними чинниками, що роблять вплив на ріст кристалів, являються інтенсивність перемішування температура і кислотність маткового розчину, а також концентрація різних домішок в нім.

Шляхом перемішування розчинів можна прискорити ріст дрібних кристалів, затримати утворення нових зародків або розчинити центри кристалізації, що вже утворилися. Для отримання великих кристалів необхідно підтримувати їх тривалий час в зваженому стані в пересиченому розчині, що може бути забезпечено за наявності висхідного потоку розчину в кристалізаторі. При такому русі розчину створюються сприятливіші умови для росту великих кристалів, оскільки вони мають більшу енергію кристалізації і розташовані в нижній частині кристалізатора, куди підводиться свіжий пересичений розчин.

Дрібніші кристали і зародки в таких умовах поступово розчиняються, оскільки вони мають більшу розчинність і знаходяться у верхній частині кристалізатора, де міра пересичення маткового розчину незначна. Коли розмір кристалів досягає певної величини, вони осідають на дно кристалізатора і виводяться в якості продукту.

Утворенню великих кристалів сприяють нижча температура і кислотність маткового розчину. У виробничих умовах розчин постійно контактує з холодними стінками апаратів й трубопроводів, внаслідок чого він стає пересиченим і в цих зонах утворюються нові зародки кристалів. При накопиченні їх в системі не можуть бути отримані великі кристали через нестачу пересиченого розчину. Чим вище температура маткового розчину, тим значніше вплив місцевих переохолоджень розчину, тим більше зміст дрібних фракцій в отримуваному продукті.

Для отримання великокристалічного продукту процес кристалізації повинен проводитися при можливо низькій температурі, а апарати і трубопроводи мають бути теплоізольовані.

Підвищення кислотності розчину призводить до збільшення змісту бісульфату амонію зростанню в'язкості і щільності розчину, припиненню росту кристалів. Бісульфат піридину, що утворюється при цьому, також перешкоджає росту кристалів і сприяє збільшенню тієї солі, що злежується при зберіганні.

Найбільш великі кристали виходять при кислотності розчину 1-2%. Проте, якщо кристалізація сульфату амонію робиться в апараті для поглинання аміаку сірчаною кислотою при такій кислотності відбувається інтенсивне відкладення кристалів на стінках апарату і в трубопроводах, порушується нормальна робота установки. З цієї причини в таких установках підтримується кислотність маткового розчину на рівні 4-5%. При цьому дуже важливо підтримувати однакову кислотність в усьому об'ємі розчину і виключати утворення нейтральних зон, в яких виходить сіра або чорна сіль (перепал).

Істотний вплив на ріст кристалів і їх форму роблять різні домішки в матковому розчині. При змісті більше 1 г з'єднань окисного (трьохвалентного) заліза в 1 кг розчину збільшується зміст дрібних фракцій в продукті. Наявність в розчині хрому, алюмінію, кадмію сприяє утворенню голчастих кристалів, які при зберіганні легко ламаються, утворюючи пил, і схильні до злежування. Наявність в розчині цианідів і хлоридів також перешкоджає росту кристалів.

Негативна дія названих домішок може бути обмежена при введенні в розчин щавлевої кислоти, сульфату магнію і щавлевокислого кальцію, сечовини, з'єднань закисного (двовалентного) заліза, марганцю, кобальту.

Домішки в матковому розчині не лише перешкоджають росту кристалів, але і надають їм різне забарвлення. Сірий колір сульфату амонію обумовлений наявністю смолянистих речовин, сірчистих з'єднань заліза, міді, свинцю. Жовте забарвлення дають з'єднання миш'яку. Роданисті з'єднання у присутності слідів заліза дають червоне або рожеве забарвлення. Блакитний колір надає сульфату берлінська лазур. Крім того, цианісті з'єднання утворюють із залізом комплексні з'єднання, які в суміші з іншими речовинами надають сульфату колірні відтінки від зелено-жовтого до фіолетового.

Для отримання сульфату амонію білого кольору необхідно робити попереднє очищення коксового газу від смолянистих речовин цианістого водню і сірководню, застосовувати чисту сірчану кислоту та апаратуру з корозійностійких матеріалів.

2.1 Заходи проти злежування

Важливим показником якості сульфату амонію є розсипчастість. Для підвищення цього показнику у сульфат амонію вносять добавки.

На коксохімічних підприємствах, які випускають мілкокристалічний сульфат амонію, у якості антизлежувальної добавки впродовж останніх років використовували сульфазол. За ці роки виявлені негативні властивості сульфазолу. Тому були запропоновані у промисловості інші антизлежувальні добавки порошкоподібного типу, наприклад шлаки, сульфат монометиламіну, залізовмісні добавки. Однак, цим добавкам, як і сульфазолу, властиві такі недоліки, як дефіцитність чи відсутність промислового виробництва, наявність технологічних утруднень, що пов'язані з їх внесенням, екологічні, що виникають при їх застосуванні.[8]

Політехнічним інститутом Томська спільно з Кемеровським коксохімічним заводом розроблена і освоєна нова антизлежувальна добавка до сульфату амонію - НМ. Добавка НМ недефіцитна, вдесятеро дешевше сульфанолу, нетоксична, не є поверхнево-активною речовиною, тому відпадає необхідність перевірки її дії на рослинні та тваринні організми, що зазвичай виникає при пропозиції нових кондиціонуючих добавок для мінеральних добрив. Добавка НМ легко розчиняється у воді і не викликає спінювання технологічних розчинів, її склад: суміш аміачної селітри і карбаміду в співвідношенні 1:1 (масові долі); концентрація речовин в розчині 30%. [8]

Введення в сульфат амонію гігроскопічної добавки НМ може викликати різке зниження гігроскопічної точки продукту, аж до величини критичної відносної вологості, рівної 20% при 25°С. Сульфат амонію з добавкою НМ в умовах змінної відносної вологості повітря поводитиметься абсолютно інакше, ніж продукт без добавки. Такий продукт не зможе висохнути повністю, а тому не злежиться. Між кристалами речовини завжди присутня рідка фаза. При 35°С значення критичної відносної вологості для сульфату амонію з добавкою НМ знижується до 8%, означає і в умовах сухого жаркого клімату добавка НМ забезпечуватиме отримання розсипчастого продукта. Якщо вміст добавки НМ в сульфаті амонію складає 0,1-0,3%, то перевищення меж норм вологи по ГОСТ 9097-82 в продукті не спостерігається. Застосування добавки дозволяє отримати 100 % розсипчастість сульфату амонію.

Значне зниження злежуваності досягається при обробці сульфату амонію 10 % розчином хлорного заліза. При витраті хлорного заліза 0,05-0,1 % сіль практично не злежується, але при цьому відбувається підвищення кислотності сульфату амонію на 70-80%.[9]

На Ждановському коксохімічному заводі у якості антизлежувальної добавки випробовували мартенівський тонкоподрібнений шлак (як найбільш доступний і дешевий).[10]

Для обробки сульфату амонію шлаком в цеху уловлювання встановили дозатор, схема якого приводиться на рисунку 2.1.

1-бункер; 2-шнек; 3-клапан; 4-труба; 5-сітка; 6-електродвигун; 7-сушка

Русинок 2.1 Схема дозатора

Шлак засипають в бункер 1, у верхній частині якого знаходиться металева сітка 5 для відділення крупних шматочків. При видачі солі з сушарки автоматично включається шнек 2 і відкривається клапан 3, шлак подається через розподільні отвори в трубі 4 на сульфат амонію. Попередні випробування по подачі мартенівського шлаку перед сушаркою 7 показали неефективність цього способу, оскільки спостерігалися сильне пиління та значні втрати шлаку з викидами з сушарки (6 - електродвигун).

Кількість доданого шлаку складала 0,1-0,5%. Введення шлаку в кількості, що перевищує 0,5%, впливає на вміст азоту в добриві, яке не має бути менше 21%.

Ступінь злежування оцінювали наступним способом: закладали оброблені шлакому проби сульфату амонію в мішках, а також з сіллю без добавки шлаку на шестимісячне зберігання в штабелях. Після закінчення зазначеного терміну вміст мішків аналізували на розсипчастість по ГОСТ 21560.5-82. Вміст шлаку в обробленому сульфаті амонію визначали по кількості фосфору, який є одним з компонентів мартенівського шлаку.

Аналіз результатів промислового випробування показав, що в процесі шестимісячного зберігання початковий сульфат амонію без добавки шлаку злежувався до моноліту, розсипчастість коливалася в межах 28,8-70,1. В той же час сіль з добавкою мартенівського шлаку вільно висипалася з мішків. Це можна пояснити тим, що тонкоподрібнений шлак роз'єднує поверхню сульфату амонію, а основні оксиди, що входять до складу шлаку нейтралізують надмірну сірчану кислоту, яка сприяє злежуванню готового продукту. Одночасно мікроелементи, що входять до складу шлаку, самі є мікродобривами.

Таким чином, вміст добавки повинен складати 0,3-0,5%. При цьому якість сульфату амонію повністю відповідає вимогам стандарту, а розсипчастість складає 98,7-99,8%.[10]

У лабораторних умовах випробували наступні тверді добавки: золу ТЕЦ Ясиновського коксохімічного заводу,феросплавний пил,шлам газоочистки, шлакову муку конвертерного цеху і подрібнений гранульований шлак доменного цеху, а також подрібнений силікатний пісок.

З рідких добавок випробовували відходи власного виробництва: регенерований розчин ділянко сірко очистки, лужні води цехів ректифікації і смоло переробного. Витрата добавки у всіх випадках складала 0,5 %(масові долі) на суху речовину. Після обробки сульфат висушували до первинної вологи.

Результати наведені у таблиці 2.1

Таблиця 2.1 Результати випробувань

Добавка

Зусилля руйнування брикету

Візуальна характеристика брикету

Тверді

-

88,2

Твердий

Зола ТЕЦ

19,6

Розсипається при легкому натисканні

Гранульований шлак

58,8

Зберігає форму, краї осипаються

Силікатний пісок

39,2

Теж саме

Феросплавний пил

0

Не утворюється

Шлам газоочистки

0

Теж саме

Шламова мука

0

--»--

Рідкі

Регенерований розчин

0

--»--

Лужні відходи:

ректифікації

0

--»--

Смолопереробного цеху

49,0

Зберігає форму, краї осипаються

Хорошою розсипчастістю володіє сульфат після обробки металургійним пилом і регенерованим розчином сіркоочистки. Відмічено, що після зберігання сульфату з добавкою регенерованого розчину він набуває слабо-рожеве фарбування. З металургійних пилів кращий феросплавний, оскільки він не змінює колір сульфату. Навіть повністю висушений сульфат злежується, а оброблений добавками зберігає сипучість протягом року. [8]

Таким чином, ефективними антизлежувальними добавками можуть бути відхід коксохімічного виробництва-відпрацьований розчин сіркоочистки і деякий металургійний пил.

3. Характеристика сировини, напівпродуктів і готової продукції

3.1 Характеристика сировини

Основною сировиною цеху уловлювання є коксовий газ, продукт коксування кам'яновугільної шихти в камерах коксових батарей.

Склад прямого (сирого) коксового газу того, що виходить з камер коксових печей, його вихід і густина змінюються впродовж періоду коксування[1].

У газозбірнику відбувається усереднювання суміші газів і пари що виділяються в різні години коксування з різних камер, що складають коксову батарею.

Вихід і склад коксового газу залежить від технологічного режиму процесу коксування і якості вугільної шихти, що переробляється. При незмінному режимі коксування і постійному складі шихти вихід і склад коксового газу на конкретному коксохімічному підприємстві залишаються практично постійними.

Вихід окремих компонентів газу і хімічних продуктів коксування в масових відсотках від сухої шихти :

Метан 5,5 - 6,5

Ненасичені вуглеводні 1,2 - 1,25

Оксид вуглецю 2,6 - 2,8

Ароматичні вуглеводні 1,0 - 1,02

Азот 2,1-2,4

Аміак 0,3 - 0,47

Водень 1,5-1,7

Кам'яновугільна смола 3-4

Діоксид вуглецю 1,2 - 1,3

Прямий коксовий газ переробляється в хімічних цехах коксохімічного підприємства. Процес переробки зводиться до охолодження коксового газу і виділення з нього кам'яновугільної смоли, витяганню аміаку, нафталіну піридинових основ, ароматичних вуглеводнів, сірководню і ряду інших продуктів.

Відповідно до ТУ У 40.2-05393085-001-2003 якість коксового газу повинна відповідати наступним вимогам [11] (таблиця 3.1):

Таблиця 3.1 Газ коксовий неочищений. Технічні умови

Найменування показника

Норма для марок

Марка А

Марка Б

1.Масова концентрація нафталіну, г/м3, не більше

0,3

0,85

2.Масова концентрація сірководню, г/м3, не більше

5

3.Нижча питома теплота згорання 1м3 газу при 20°С і тиску 101325 Па, кДж/м3 не більше

16380

Ще однією необхідною сировиною цеху уловлювання є сірчана кислота. У хімічно чистому сульфаті амонію аміак складає 25,76%, останні 74,24% припадають на частку сірчаної кислоти. На ПАТ ЕВРАЗ «Дніпродзержинський КХЗ» для виробництва сульфату амонію використовується сірчана кислота наступних видів: контактна технічна, контактна покращена. Сірчана кислота H2SO 4 сильна двоосновна, така, що відповідає вищому ступеню окислення сірки (+6). За звичайних умов концентрована сірчана кислота важка масляниста рідина без кольору і запаху [5].

Для виробництва сульфату амонію вищого і першого сортів використовується контактна сірчана кислота покращена концентрації 92,0-94,0% з вмістом заліза не більше 0,006%оксидів азоту 0,00005% і миш'яку 0,00008 %; для виробництва сульфату амонію другого сорту використовується контактна технічна кислота концентрації 92,0%, що містить 0,02% заліза. За фізико-хімічними показниками сірчана кислота повинна відповідати нормам, вказаним в таблиці 3.2 [12]. (ГОСТ 2184-77).

Таблиця 3.2 Показники якості сірчаної кислоти

Найменування показника

Норма

Покращена

Технічна

1-й сорт

2-й сорт

1. Масова доля моногідрату (H2SO4), %

92,5-94,0

Не менше 92,5

2. Масова частка заліза (Fe), % не більше

0,006

0,02

0,1

3. Масова частка залишку після прокалювання, % не більше

0,02

0,05

Не нормується

4.масова частка окислів азоту (N2O3), % не більше

0,00005

Не нормується

5. Масова частка миш'яку(As), % не більше

0,00008

6. Масова частка хлористих з'єднань (Cl), % не більше

0,0001

7. Масова частка свинцю (Pb), % не більше

0,001

8. Прозорість

Прозора без розбавлення

9. Колір, см3 розчину порівняння, не більше

1

6

--

3.2 Характеристика продуктів

Коксовий газ, що пройшов конденсаційну і уловлюючу апаратуру хімічних цехів (зворотній), має наступний склад [1] (таблиця. 3.3):

Таблиця 3.3 Склад зворотнього коксового газу

Компонент

Вміст, %(об'єм.)

Середній склад, %(об'єм.)

Водень

54,3-60,4

57,35

Метан

23,7-27

25,35

Ненасичені вуглеводні

1,9-3,8

2,85

Оксид вуглецю

5,5-7,77

6,64

Азот

2,9-5,5

4,2

Діоксид вуглецю

2,05-3,5

2,78

Кисень

0,6-1,0

0,8

Коксовий газ, що пройшов очищення від смоли, аміаку, бензольних вуглеводнів та нафталіну (марки А) використовується для обігріву коксових печей, а також теплосиловим цехом та на інші енергетичні потреби [11].

Середня густина зворотного коксового газу при 0°С дорівнює 0,44 кг/м3, при 20°С - 0,41 кг/м3. Нижча теплота згорання сухого газу - 16380 кДж/м3 (3909 ккал/м3).

Сульфат амонію представляє собою білі прозорі кристали форми подовженого ромба величиною від сотих і десятих частин міліметра до 6-8 мм і більше. Густина кристалічного сульфату амонію при 20 °С складає 1,768 г/см3. Насипна маса залежно від великості кристалів і вмісту вологи коливається в межах 780-830 кг/м3. Сульфат амонію добре розчиняється у воді. З підвищенням температури розчинність його у воді збільшується. Хімічно чистий сульфат амонію містить 21,237 % N2 або 25,76 % NН3. [5]

За фізико-хімічними показниками сульфат амонію повинен відповідати нормам, вказаним в таблиці 3.4(ТУ У 322-00190443067-97) [13]

Таблиця 3.4 Показники якості сульфату амонію

Найменування показників

Сорт

Вищий

1 Сорт

1. Зовнішній вигляд

Білі або слабо забарвлені кристали

Не нормується

2. Масова частка азоту у перерахунку на суху речовину, %, не менше

21,0

21,0

3. Масова частка води, %, не більше

0,2

0,3

4. Масова частка вільної сірчаної кислоти, %, не більше

0,03

0,05

5. Масова частка нерозничного у воді залишку, % ,не більше

0,02

0,05

6. Розсипчастість, %

100

100

Важливим показником якості сульфату амонію є розмір кристалів. Дрібнокристалічна структура солі з сильно розвиненою поверхнею є причиною підвищеного вмісту в ній вологи і сірчаної кислоти, що призводить до злежування при зберіганні і зрощення її в агломерати. Великокристалічна сіль менш схильна до злежування і рівномірно розподіляється в ґрунті при використанні її в якості добрива [5].

Сульфат амонію виробляється на коксохімічних заводах у великих кількостях. На 1 т сухої шихти виробництво сульфату амонію (сухого) складає 11,0-11,5 кг.

Сульфат амонію є одним з найбільш ефективних азотних добрив. Особливістю цього вигляду добрива є ті, що він дозволяє підпитувати ґрунт не лише азотом, але і сіркою. Остання входить до складу білків і амінокислот рослин і тому разом з азотом є одним з важливих елементів живлення сільськогосподарських культур. По мірі важливості для рослин сірку можна поставити на третє місце після азоту і фосфору. Продукт володіє важливою для життєдіяльності рослин властивістю. Він переводить фосфор, що знаходиться в ґрунті з нерозчинної форми в розчинну і тим самим підсилює процес поглинання рослиною цієї речовини. Це дозволяє понизити кількість фосфорних добрив, що вносяться до ґрунту.

Не дивлячись на те, що продукт найширше використовується в сільському господарстві, він також застосовується і в інших областях. Наприклад, в біохімії з його допомогою отримують білки. В харчовій промисловості його використовують як харчову добавку Е517 (речовини проти злежування). В промисловості сульфат амонію використовують як сировину при виробництві акумуляторів і як основу при виробництві вогнезахисних просочень для дерева.

Побічним продуктом уловлювання аміаку є смолка кисла сульфатного відділення,яка утворюється у сатураторі чи абсорбері внаслідок полімеризації смолистих полімерних сполук, нафталіну, сульфату амонію, сірчаної кислоти.

За хімічними показниками смолка кисла сульфатного відділення повинна відповідати вимозі ТУ У 23.1-0539085-002-2004, по вмісту вільної сірчаної кислоти не вище 3,5% [14]

Передається по мірі накопичення у вуглепідготовчий цех для додавання у шихту.

4. Вибір, обгрунтування і опис технологічної схеми

Одним з найважливіших показників якості сульфату амонію, що визначає ефективність його застосування, являється гранулометричний склад. Великокристалічна сіль, що має меншу питому поверхню граней, сорбує менше вологи, сірчаної кислоти і інших домішок, проявляє меншу схильність до злежування, легше вноситься в грунт, діє ефективніше на розвиток рослин.

Показники роботи без сатураторних установок у порівнянні з сатураторними : [15]

1) більш високий ступінь вилучення аміаку та піридинових основ з коксового газу;

2) поліпшений гранулометричний склад солі. Вміст фракцій >0,25 мм у сульфаті, отриманому на без сатураторній установці, складає 60-70 %, на сатураторній-13-25 %;

3) зниження гідравлічного опору газових апаратів, а отже, і витрати електроенергії на транспортування коксового газу через уловлюючу апаратуру.

Більш висока собівартість сульфату амонію, який отримується на без сатураторній установці (на 7-8 % вище, чим при його отримуванні в сатураторах) компенсується кращою якістю отримуваного продукту.

Для впровадження на ПАО ЕВРАЗ «Днепродзержинський КХЗ» пропонується наступна технологічна схема, що наведена на рисунку 4.1.

Коксовий газ 1, що містить аміак , поступає в паровий підігрівач Пр, де нагрівається до температури 65-70°С, потім направляється в абсорбер А, що є полим апаратом із форсуночним зрошенням, що складається з двох ступенів, - нижнього та верхнього, розділених між собою горизонтальною тарілкою.

Рисунок 4.1 Технологічна схема одержання сульфату амонію по без- сатураторному методу.

У нижньому ступеню абсорберу циркулює розчин 2, що містить близько 40% сульфату амонію і 1-1,5% вільної сірчаної кислоти. У верхньому ступеню абсорберу циркулює розчин 2.1 що містить від 20 до 30% сульфату амонію і 10-12% вільної сірчаної кислоти.

Після проходження нижнього і верхнього ступенів абсорбера коксовий газ проходить кислотну ловушку Л, що призначена для видалення бризок маткового розчину.

Кожен ступінь абсорбера має свою самостійну систему зрошування.

Так, з нижнього ступеня абсорбера розчин через гідрозатвір поступає в циркуляційний збірник слабкого розчину Зб1, звідки насосом Н6 подається на зрошування цього ж ступеня. Розчин же з верхнього ступеня абсорбера поступає в циркуляційний збірник міцного розчину Зб2, звідки насосом Н5 подається на зрошування верхнього ступеня абсорбера.

Подача розчину як в нижній, так і у верхній ступені абсорбера робиться на двох рівнях.

Сірчана кислота 3 і вода 4, необхідні для поповнення циркулюючих розчинів, подаються з напірних баків Нб в циркуляційні збірники першого і другого ступенів Зб1 і Зб2.

Частина маткового розчину з нижнього ступеня абсорбера безперервно відводиться в смоловідділювач Св, а звідти у збірник Зб3, з якого насосом Н4 подається вниз конічної частини трубчастого випарника В.

У смоловідділювачі виділяється велика частина смоли яка випливає на поверхню розчину і безперервно видаляється скребковим транспортером у смоляний ящик Зб4. Це забезпечує мінімальне попадання смолянистих речовин у збірник Зб3 і, отже, запобігає забрудненню сульфату амонію.

У випарнику В відбувається випарювання води з розчину і кристалізація сульфату амонію. Завдяки вакууму (тиск дорівнює 75 мм рт. ст.), що створюється двоступінчатим паровим ежектором, температура кипіння розчину дорівнює 50-60° С. Випарник обігрівається парою низького тиску 9.1, близько 2 кгс/см2. У випарнику є внутрішня циркуляційна труба більшого діаметру, ніж трубки, внаслідок чого створюється термічна циркуляція розчину усередині апарату, яка сприяє росту кристалів.

Пульпа 6, що утворюється в нижній частині випарника, є сумішшю кристалів сульфату амонію (приблизно 50-60% від маси пульпи) і насиченого маткового розчину, подається в центрифугу безперервної дії Ц. Матковий розчин після центрифуги повертається в циркуляційний збірник Зб1 нижнього ступеня абсорбера. Туди ж поступає промивна вода з центрифуги.

Вологий сульфат амонію 8 з центрифуги поступає в сушарну установку С і далі в яму на склад.

Вакуум у випарнику створюється за допомогою парових ежекторів Пе1, Пе2, в які подається пара високого тиску 9. Між випарником і першим ступенем ежектора Пе1 встановлений поверхневий трубчастий конденсатор Пк, охолоджуваний водою . Між ступенями ежектора є також конденсатор П, охолоджуваний водою.

Конденсат гріючої пари 10, що утворюється у випарнику, поступає у збірник конденсату , а конденсати, що утворюються в конденсаторах Пк і П поступають у збірник брудного конденсату Зб5. З цього збірника конденсат передається на поповнення циклів або може використовуватися для інших цілей.

Таким чином, в циркуляційний збірник нижнього ступеня абсорбції Зб 1 поступають: розчин з нижнього ступеня абсорбера, вода для поповнення циклу, сірчана кислота з напірного баку Нб, матковий розчин з центрифуги Ц, а також надмірний розчин з циклу циркуляції верхнього ступеня абсорбера, зі збірника Зб2; у циркуляційний збірник верхнього ступеня абсорбера поступають: розчин з верхнього ступеня абсорбера, вода для поповнення циклу, сірчана кислота з напірного баку Нб, матковий розчин з ловушки Л .

В умовах постійної економічної нестабільності у світі попит на кокс Дніпродзержинського КХЗ також являється нестабільним. У періоди зниження попиту на кокс завод вимушений для зниження виробництва збільшувати періоди коксування , що негативно впливає на якість хімічних продуктів коксування. Це в свою чергу негативно впливає на роботу сульфатного відділення. Разом з порушенням технологічного режиму сульфатного відділення постійно порушується робота піридинового відділення, в результаті чого піридинові основи не отримуються. Одночасно з тим, при виведенні піридинового відділення на режим, порушується робота сатуратора.

Виробництво піридинових основ зв'язано з витратами сірчаної кислоти, енергетичними витратами, витратами на ремонт устаткування. А при низькому виробництві коксу кількість піридинових основ, які знаходяться в коксовому газі невелика.

Враховуючи все вище сказане керівництво Дніпродзержинського КХЗ прийшло до висновку ,що виробництво піридинових основ економічно недоцільно. Тому на ПАО ЕВРАЗ «Днепродзержинський КХЗ» піридинові основи не виробляються.

5. Матеріальний та тепловий баланси виробництва

5.1 Матеріальний розрахунок безсатураторного методу отримання сульфату амонію

Вихідні дані:

Склад прямого коксового газу:

Водяні пари 30,0 г/м3

Бензольні вуглеводні 36,0 г/м3

Аміак 7,0 г/м3

Сірководень 16,0 г/м3

Піридинові основи 0,4 г/м3

Склад сухого коксового газу:

H2 - 60,0 %

CO - 7,0 %

CO2 - 2,7 %

CnHm - 2,3 %

N2 - 4,0 %

O2 - 1,0 %

CH4 - 22,0 %

Вміст аміаку у очищеному коксовому газі - 0,03 г/м3

Проектна потужність заводу по газу - 52000 м3/год

Перераховую кількість компонентів, які містяться у 52000 м3/год коксового газу за формулою:

Gкомп.=, (5.1)

де Vк.г.- кількість коксового газу - 52000 м3/год

gкомп.- кількість компоненту г, у 1 м3

Gв.п.= 52000Ч30/1000=1560 кг/год.

Gб.в.= 52000Ч36/1000=1872 кг/год.

Gам.= 52000Ч7/1000=365 кг/год.

Gс=52000Ч16/1000=832 кг/год.

Gп.о.= 52000Ч0,4/1000=20,8 кг/год.

Об'єм складових коксового газу розраховую за формулою:

Vi=GiЧ22,4/M (5.2)

де Gi - кількість компонента

Mi - молекулярна масса компонента

Vв= GвЧ22,4/Мв=1560Ч22,4/18=1941,3 м3/год

Vб= GбЧ22,4/Мб=1872Ч22,4/83=505,2 м3/год

Vс= GсЧ22,4/Мс= 832Ч22,4/34=548,1 м3/год

Vа= GаЧ22,4/Ма=365Ч22,4/17=480,9 м3/год

Vп= GпЧ22,4/Мп=20,8Ч22,4/80=6 м3/год

Об'єм сухого коксового газу розраховую за формулою:

(5.3)

де Vк.г.- об'єм коксового газу, м3/год,

- сума кількості компонентів коксового газу.

Vс.г.= 52000-(1941,3+505,2+548,1+480,9+6)=48518,5 м3/год.

Gс.г.= сс.гЧVс.г. (5.4)

де сс.г. - густина сухого коксового газу кг/м3, сс.г=0,401 кг/м3[1]

Vс.г. - об'єм сухого коксового газу м3/год.

Gс.г.=0,401Ч48518,5=19456 кг/год

У абсорбер надходить наступна кількість коксового газу з нагнітача (табл.5.1).

Таблиця 5.1 Склад коксового газу, що входить до абсорбера

Компоненти

кг/год

м3/год

Сухий коксовий газ, Gг

19456,0

48518,5

Водяні пари, Gв

1560,0

1941,3

Бензольні вуглеводні, Gб

1872,0

505,2

Сірководень, Gс

832,0

548,1

Аміак, Gа

365,0

480,9

Піридинові основи, Gп

20,8

6,0

Всього

24105,8

52000,0

Кількість сірчаної кислоти, яка необхідна для нейтралізації 365 кг/год аміаку розраховуємо за рівнянням хімічної реакції, на основі закону еквівалентів:

2NН3 + Н2SO4 = (NН4)2SO4 (5.5)

За умовою нNH3=mNH3/MNH3=365000/17=21470,6 моль/год

де mNH3 - маса аміаку, що поступає в абсорбер з газом 365 кг/год=365000 г/год;

MNH3-молекулярна масса аміаку 17 г/моль

Відповідно до рівняння реакції 1 моль Н2SO4 реагує з 2 моль NН3 , а з 21470,6 моль/год NН3 реагують 10735,3 моль Н2SO4 або 10735,3Ч98=1052059,4 г/год=1052,1 кг/год

Кількість 92,5 %-ої кислоти:

GH2SO4=1052,1 /0,925=1137,4 кг/год.

Кількість поглинутого аміаку на першому ступеню абсорберу можна визначити виходячи з умови рівняння поверхні контакту чи об'ємів обох ступенів абсорберів та коефіцієнтів абсорбції, що приводить до рівняння:

(5.6)

де а1, а2,та а3 - вміст аміаку у газі до першої,до другої та після другої ступені абсорберу.

Величина а1 дорівнює 7 г/м3

Величину a3 приймаю згідно ПТЕ 0,03 г/м3. [2]

Тоді

=

Таким чином, на першому ступені абсорберу поглинається аміаку

Залишається аміаку в коксовому газі :

Надходить аміаку на другу ступінь 365-340 =25 кг/год та поглинається аміаку на другій ступені 25-1,6=23,4 кг/год.

Для поглинання 340 кг/год аміаку на першому ступеню абсорберу необхідно витратити сірчаної кислоти у моногідраті [6]:

(5.7)

де - кількість аміаку, яка поглинається на першому ступеню абсорберу

- молекулярна маса сірчаної кислоти

- молекулярна маса аміаку.

При цьому утворюється сульфату амонію 340+980=1320 кг/год.

На другому ступеню поглинається аміаку 23,4 кг/год, витрачається сірчаної кислоти :

та утворюється сульфату амонію 23,6+68=91,6 кг/год.

Таким чином, накопичується сульфату амонію у матковому розчині на другому ступені абсорберу 91,6 кг/год.

Загальна кількість сульфату амонію, яка утворюється 1320+91,6=1411,6 кг/год, а з вологістю 2% .

5.1.1 Кількість розчину, що перетікає з абсорберу другого ступеня в абсорбер першого ступеня

Ця кількість повинна бути такою, щоб вивести у перший ступінь абсорберу сульфат амонію у кількості, що утворюється на другому ступені абсорбції.

Кількість сульфату амонію, що утворюється на другому ступені, як вказано вище, дорівнює 91,6 кг/год.

Так як розчин, що перетікає, містить 28% (NH4)2SO4 [6], то кількість цього розчину буде дорівнювати:

Gр=чи за об'ємом Vр=.

Таким чином, розчин, що перетікає містить, кг/год:

Сульфату амонію …327Ч0,28=91,6

Сірчаної кислоти…. 327Ч0,12=39,2

Води за різницею ……..……..196,2

Всього …………….327,0

5.1.2 Кількість розчину, що виводиться з першого ступеня абсорберу у випарник

Кількість розчину, що виводиться у випарник, має бути таким, щоб після випару води і виділення всього сульфату амонію, що виробляється, залишився насичений розчин сульфату амонію визначеної концентрації. [6]

Кількість розчину, що виводиться з першого ступеня абсорбера у випарник, визначаю таким чином.

Позначаю кількість цього розчину через G і вміст в ньому сульфату амонію 40% та Н2SO4 1%. Тоді в ньому міститься сульфату амонію 0,4G кг/год.

Після випару W кг/год води у випарнику в центрифугу входить пульпа в кількості (G - W) кг/год, в якій знаходиться 0,4G кг/год сульфату амонію.

Після видалення вологого сульфату амонію в центрифузі у кількості 1411,6/0,98 = 1440,4 кг/год (де 0,98 - вміст сухого сульфату амонію) залишиться маткового розчину (G - W - 1440,4), з них сульфату амонію (0,4G - 1411,6).

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

(5.8)

Кількість води, що видаляється у випарнику, можна визначити по наступній формулі [6] :

(5.9)

де С0 - вміст (NН4)2SO4 у сульфаті амонію, що виробляється, С0 = 98%;

С1 - те ж, в пульпі після випарника; приймаємо, що пульпа містить 50% по масі солі, що викристалізувалася, а насичений матковий розчин містить 47% сульфату амонію; тоді С1 = 50 + 0,5Ч47 = 73,5%;

С2 - те ж, в матковому розчині після центрифуги, С2 = 47%;

С3 - те ж, в розчині, що виводиться з першого ступеня абсорбції у випарник, С3 = 40%;

Gс - кількість вологого сульфату амонію, кг/ч, що виробляється.

Тоді

Підставляючи W, отримав з рівняння 5.8

0,4ЧG - 1411,6=0,47Ч(G - 2321,6 - 1404,4).

0,47ЧG-0,4ЧG +1411,6 - 1091,2 - 677=0

чи при густині розчину 1,24 кг/л об'єм розчину дорівнює:

Таким чином, у розчині, який спрямовується у випарник, міститься, кг/год:

Сульфату амонію ………...0,4Ч5094,3=2037,7

Сірчаної кислота …………..0,01Ч5094,3=50,9

Води за різницею…………….………….3005,7

Всього …………………5094,3.

З цієї кількості розчину, спрямованого у випарник, після випару води у кількості 2321,6 кг/год і відділення вологого сульфату амонію в центрифузі у кількості 1440,4 кг/год (з них сухого 1411,6 кг/год і волога 28,8 кг/год) залишиться маткового розчину 5094,3 - 2321,6 - 1440,4 =1332,3 кг/год.

Після додавання промивної води у кількості 95 кг/год повертається маткового розчину у збірник першого ступеня абсорбції 1332,3 + 95 = 1427,3 кг/год.

Склад цього розчину та кількість наступні

Сульфату амонію …………….…2037,7 - 1411,6=626,1

Сірчаної кислоти ………………………….…………50,9

Води за різницею…..3005,7 - 2321,6 - 28,8 + 95=750,3

Всього ……………….………………...1427,3

5.2 Матеріальний та тепловий баланси абсорбера першого ступеня

Прихід. 1. Коксовий газ.

Склад та кількість коксового газу, який надходить із нагнітача у абсорбер першого ступеня наведено у таблиці 5.1.

2. В абсорбер поступає циркулюючий розчин зі збірника першого ступеня абсорбера. Позначимо цю кількість через G1.

Таким чином, загальний прихід рівний:

24105,8+ G1 кг/год. (5.10)

Витрата. 1. Коксовий газ.

З тих, що були в коксовому газі 365 кг/год аміаку поглинається 340 кг/год і залишається в газі 25 кг/год.

Кількість водяної пари, що виходить з газом з першого ступеня абсорбції, можна визначити виходячи з того, що за рахунок тепла нейтралізації відбувається нагрів газу до 58°С, тобто до температури розчину, що поступає, і випар відповідної кількості води. Позначаю цю кількість через GВ:

, (5.11)

де Q1 - тепло, що вноситься коксовим газом, ккал/год;

Q2 - тепло реакції нейтралізації, ккал/год;

Q3 - тепло, що уноситься сухим коксовим газом, ккал/год;

t- температура газу на виході з абсорберу, t=58°C.

Кількість тепла розраховую за формулою:

Q=GЧcЧt , (5.12)

де G - кількість речовини кг/год;

c - теплоємність речовини кДж/кгЧград;

t - температура речовини °С.

Тепло, що вноситься коксовим газом при 50°С:

а) тепло, що вноситься сухим коксовим газом:

q1= 19456Ч2,933Ч50=2853222,4кДж/год

де 2,933 - теплоємність коксового газу, кДж/(кгЧград) [6];

б) тепло, що вноситься парами води:

q2=1560Ч(2493+1,84Ч50)=4032600 кДж/год;

де 1,84 кДж/(кгЧград) теплоємність води [6];

в) тепло,що вноситься бензольними вуглеводнями:

q3=1872Ч1,03Ч50=96408 кДж/год;

де 1,03 кДж/(кгЧград) теплоємність бензольних вуглеводнів [6];

г) тепло, що вноситься сірководнем:

q4 =832Ч0,997Ч50=41475,2 кДж/год;

де 0,997 кДж/(кгЧград) теплоємність сірководню [6];

д) тепло, що вноситься аміаком:

q5=365Ч2,11Ч50=38507,5 кДж/год;

де 2,11 кДж/(кгЧград) теплоємність аміаку [6];

є) тепло, що вноситься піридиновими основами:

q6 =20,8Ч1,03Ч50=1071,2 кДж/год;

де 1,03 кДж/(кгЧград) теплоємність піридинових основ.

Всього вноситься газом:

Q1=q1+q2+qЗ+q4+q5+q6=2853222,4+4032600+96408+41475,2+38507,5+1071,2= 7063284,3 кДж/год.

Тепло реакції нейтралізації аміаку:

(5.13)

де GК - кількість сірчаної кислоти кг/год;

MК - молекулярна маса сірчаної кислоти

iн- тепло нейтралізації, кДж/кг сірчаної кислоти, iн=195673 [6].

.

Тепло циркулюючого розчину:

Q3= G1Ч2,933Ч58 кДж/год.

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

Q4=(25Ч2,11+832Ч0,997+20,8Ч1,03+1872Ч1,03+19456Ч2,933)Ч58=

3473984,6 кДж/год.

Тоді

.

Об'єм цих парів:

Vв= GвЧ22,4/Мв=2188,7Ч22,4/18=2723,7 м3/год

Таким чином, загальна кількість газів, що виходять з першого ступеня абсорберу у другу, дорівнює:

кг/год м3/год

Сухий коксовий газ ……………....…19456,0 48518,5

Бензольні вуглеводні……………..…..1872,0 505,2

Аміак……………………….……....….....25,0 32,9

Сірководень………………………....….832,0 548,1

Піридинові основи………………………20,8 6,0

Водяні пари……….……….…….……2188,7 2723,7

Всього….…….……..24394,5 52334,4

2.Циркулюючий розчин.

Кількість циркулюючого розчину, що виходить з першого ступеня абсорберу, позначимо G2, кг/год. Тоді спільна витрата дорівнює:

24394,5+ G2. (5.14)

Прирівнюючи прихід та витрату, отримаємо:

24105,8+ G1 =24394,5+ G2, (5.15)

чи G1= G2+288,7.

Друге рівняння для визначення G1 і G2 отримаємо виходячи зі значень концентрацій сірчаної кислоти на вході та виході з першого ступеня абсорбції та кількості сірчаної кислоти, що витрачається, на першому ступені. Приймаємо концентрацію розчину, що надходить 1,6% і 1% розчину, що виходить, отримаємо рівняння:

, (5.16)

де Gк- кількість кислоти, що витрачається в першому ступені абсорбера, кг/год.

Для зв'язування в першому ступені абсорбера 340 кг/год аміаку необхідно витратити сірчаної кислоти 980 кг/год.

Тому Gк = 980 кг/год.

Таким чином, 1,6ЧG1= G2+98000.

Отримав систему рівнянь:

(5.17)

У результаті вирішення двох рівнянь отримав G1=162852,2 кг/год та G2=162563,5 кг/год.

Об'єм розчину, що поступає при густині 1,24 кг/л буде дорівнювати

Vр=.

Матеріальний баланс першого ступеня абсорбції (табл.5.2), кг/год:

Таблиця 5.2 Матеріальний баланс першого ступеня абсорбції

Прихід

Витрата

Коксовий газ

24105,8

Коксовий газ

24394,5

Циркулюючий розчин

162852,2

Циркулюючий розчин

162563,5

Всього

186958,0

Всього

186958,0

Тепло циркулюючого розчину, що входить в абсорбер:

Q3=162852,2 Ч2,933Ч58=27703439,2 кДж/год.

Тепло, що уноситься коксовим газом при температурі 58°С:

Q5=3473984,6+(2493+1,84Ч58)Ч2188,7=9163991,8 кДж/год.

Тепло циркулюючого розчину, що виходить з абсорбера:

Q6=162563,5Ч2,933Чt=476798,7Чt кДж/год.

Тепловий баланс першого ступеня абсорбції наведено у таблиці 5.3, кДж/год:

Таблиця 5.3 Тепловий баланс першого ступеня абсорбції

Прихід

Витрата

Тепло коксового газу

7063284,3

Тепло коксового газу

9163991,8

Тепло нейтралізації

2100689,4

Втрати тепла зовні (за практичними даними)

167600,0

Тепло циркулюючого розчину

27703439,2

Тепло циркулюючого розчину

476798,7Чt

Всього

36867412,9

Всього

9331591,8+

+476798,7Чt

Прирівнюючи прихід та витрату тепла, отримав температуру розчину, який виходить з першого ступеня абсорберу, що дорівнює 57,8°C, тобто приблизно таку ж, як і поступаючого.

5.3 Матеріальний та тепловий баланси збірника першого ступеня

5.3.1 Матеріальний розрахунок

Прихід. У збірник абсорбера першого ступеня поступають: циркулюючий розчин з абсорбера, матковий розчин з центрифуги, переток з другого ступеня абсорбера, сірчана кислота, вода для поповнення циклу.

Визначимо кількість цих потоків :

1. Кількість розчину, що поступає з першого ступеня абсорбера, дорівнює:

G1=162563,5 - 5094,3=157469,2 кг/год

2.Кількість маткового розчину, що поступає з центрифуги, дорівнює:

1427,3 кг/год.

3. Кількість розчину, що поступає з другого ступеня абсорбера (переток), дорівнює 327 кг/год.

4.Кількість кислоти, що поступає, позначимо х1.

5.Кількість води для поповнення циклу позначимо у1.

Загальний прихід дорівнює 159223,5 + х1 + у1.

Витрата. Кількість розчину, що виводиться зі збірника в циркуляцію, дорівнює 162852,2 кг/год.

Прирівнюючи прихід і витрату, отримаємо:

х1 + у1=3628,7

Для визначення х1 і у1 складаю баланс моногідрату сірчаної кислоти.

Прихід:

З кислотою при концентрації, рівною 92,5%.......0,925Ч х1

з матковим розчином з центрифуги . . ……………..…50,9

У перетоку з 2-го абсорбера ………………………..…39,2

Всього………….……0,925Ч х1+90,1

Витрата:

У розчині, що йде у випарник………………….……50,9

На реакцію з NH3 у першому ступеню ……………980,0

Всього…………...1030,9

Прирівнюючи прихід і витрату, отримаємо 0,925Ч х1+90,1=1030,9.

Звідси кількість розчину кислоти х1 = 1017,1 кг/год, з них: моногідрату 1017,1Ч0,925= 940,8 і води 76,3 кг/год.

Кількість води, необхідної для поповнення циклу :

y1=3628,7 - 1017,1=2611,6 кг/год.

5.3.2 Тепловий баланс збірника першого ступеня

Прихід. 1. Тепло, внесене циркулюючим розчином:

Q1=157469,2Ч2,933Ч57,8=26695344,1 кДж/год.

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

Q2=1427,3Ч2,68Ч50=191258,2кДж/год,

де 2,68 - теплоємність маткового розчину, кДж/(кгЧград).[6]

3. Тепло, внесене перетоком розчину з другого ступеня абсорбера :

Q3=327Ч3,31Ч50=54118,5 кДж/год

де 3,31 - теплоємність цього розчину, кДж/(кгЧград). [6]

4.Тепло, внесене кислотою:

Q4=1017,1Ч1,55Ч20=31530,1 кДж/год,

де 1,55 - теплоємність сірчаної кислоти, кДж/(кгЧград). [6]

5.Тепло, внесене водою поповнення :

Q5=2611,6Ч4,19Ч20=218852,1кДж/год,

де 4,19 - теплоємність води, кДж/(кгЧград).

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

кДж/кмоль Н2SO4 [6]стор 105

де n1 - відношення числа молей води до числа молей кислоти у 1,6%-ій сірчаній кислоті;

n2 - те ж саме, у 92,5 %-вій сірчаній кислоті.

(5.18)

де С1 - кількість відсотків води у розчині, С1=98,4;

С2 - кількість відсотків кислоти у розчині, С2=1,6;

МК - молекулярна маса сірчаної кислоти Мк=98;

МВ - молекулярна маса води МВ=18;

;

;(6.19)

де 7,5- кількість відсотків води у розчині;

92,5- кількість відсотків кислоти у розчині;

Тоді:(6.20)

=59723 кДж/моль Н24 та на 940,8 кг/год моногідрату

Q6=.

Загальний прихід тепла

Qприх= Q1+Q2+Q3+Q4+Q5+Q6=26695344,1+191258,2+54118,5+31530,1+

+218852,1+573340,8=27764443,8 кДж/год.

Витрата.1.Тепло, що втрачається зовні (згідно практичних даних):

Q7=167600 кДж/год.

2.Тепло, що уноситься циркулюючим розчином:

Q8=162852,2Ч2,933Чt Дж/год.

Всього, витрата тепла : 167600+477645,5Чt.

Прирівнюючи прихід та витрату

27764443,8 =167600+477645,5Чt,

звідси температура розчину, яка встановилася t=58°С.

5.4 Матеріальний та тепловий баланси абсорберу другого ступеня

Прихід. 1. У абсорбер другого ступеня надходить коксовий газ з абсорбера першого ступеня у наступній кількості

кг/год м3/год

Сухий коксовий газ ……………......19456,0 48518,5

Бензольні вуглеводні……………..….1872,0 505,2

Аміак……………………….……....….....25,0 32,9

Сірководень………………………........832,0 548,1

Піридинові основи……………….……..20,8 6,0

Водяні пари……….……….………….2188,7 2723,7

Всього….…………...24394,5 52334,4

2. Розчин, що циркулює зі збірника другого ступеня. Позначимо цю кількість через G3. Тоді загальний прихід дорівнює 24394,5+G3.

Витрата. 1. Коксовий газ.

З тих 25 кг/год аміаку, що були в коксовому газі, поглинається 23,4 кг/год і залишається в газі 1,6 кг/год.

Кількість водяної пари, що виходить з газом з другого ступеня абсорбції Gв визначаємо виходячи з того, що за рахунок тепла нейтралізації та охолодження газу від температури 58°С до 52°С відбувається випаровування води.

Величина Gв може бути визначена за рівнянням 5.11

Тепло, що вноситься коксовим газом:

Q1=9163991,8 кДж/год.

Тепло реакції нейтралізації складає:

Q2=,

де 195673-тепло реакції нейтралізації, кДж/кмоль Н2SO4.

Тепло, що уноситься сухим коксовим газом:

Q3=(19456Ч2,933+1872Ч1,03+832Ч0,997+1,6Ч2,13)Ч52=3110927кДж/год

Тоді

,

Таким чином, загальна кількість газів, що виходять з другого ступеня абсорбції, дорівнює:

кг/год м3/год

Сухий коксовий газ …………….......19456,0 48518,5

Бензольні вуглеводні……………..…..1872,0 505,2

Аміак……………………….……......….....1,6 2,1

Сірководень………………………....….832,0 548,1

Піридинові основи………………..….….20,8 6,0

Водяні пари……….……….…….........2377,5 2958,7

Всього….…….……...24559,9 52538,6

2. Циркулюючий розчин

Кількість циркулюючого розчину, що виходить з другого ступеня абсорбера, позначимо G4 кг/год.

Тоді загальна витрата дорівнює 24559,9+ G4

Прирівнюючи прихід і витрату, отримаємо

24394,5+G3= 24559,9+ G4

чи

G3= G4+165,4.

Кількість розчину, що поступає на другий ступінь абсорбера, приймаємо за об'ємом рівним кількості розчину, що поступає на перший ступінь абсорбції, що забезпечує однакову щільність зрошування.

Оскільки об'єм розчину, що поступає на другий ступінь, рівний 131,3 м3/год, то маса розчину при щільності 1,2 кг/л буде дорівнювати:

G3 = 131,3Ч1200=157560 кг/год.

Тоді

G4=157560 - 165,4=157394,6 кг/год.

Матеріальний баланс другого ступеня абсорберу заносимо у таблицю 5.4 , кг/год:

Таблиця 5.4 Матеріальний баланс другого ступеня абсорберу

Прихід

Витрата

Коксовий газ

24394,5

Коксовий газ

24559,9

Циркулюючий розчин

157560,0

Циркулюючий розчин

157394,6

Всього

181954,5

Всього

181954,5

Тепло, що уноситься коксовим газом при температурі 52°С:

Q5=3110927+(2493+1,84Ч52)Ч2377,5 =9291761,3 кДж/год.

Тепло циркулюючого розчину:

Q6=157394,6Ч2,933Чt=461638,4Чt кДж/год.

Тепловий баланс другого ступеня абсорберу наведено у таблиці 5.5.

Таблиця 5.5 Тепловий баланс другого ступеня абсорберу

Прихід

Витрата

Тепло коксового газу

9163991,8

Тепло коксового газу

9291761,3

Тепло нейтралізації

101630,2

Втрати тепла зовні

125700

Тепло циркулюючого розчину

24030421

Тепло циркулюючого розчину

157394,6Ч2,933Чt=

461638,4Чt

Всього

33296043

Всього

9417461,3+461638,4Чt

Прирівнюючи прихід та витрату тепла, отримаємо температуру розчину, який виходить з другого ступеня абсорберу у циркуляцію t=51,7°C

5.5 Матеріальний та тепловий баланси збірника другого ступеня

5.5.1 Матеріальний розрахунок

Прихід. У збірник абсорбера другого ступеня поступають: циркулюючий розчин з абсорбера, сірчана кислота, вода для поповнення циклу.

Визначимо кількість цих потоків :

1. Кількість кислоти, що поступає, позначимо х2.

2. Кількість розчину, що поступає з абсорберу, дорівнює:

G2=157394,6 - 327=157067,6 кг/год.

3. Кількість води для поповнення циклу позначимо у2.

Загальний прихід дорівнює 157067,6 + х2 + у2.

Витрата. Кількість розчину, що виводиться зі збірника в циркуляцію, дорівнює 157560 кг/год.

Прирівнюючи прихід і витрату, отримав:

x2 + у2=492,4.

Для визначення х2 і у2 складаю баланс моногідрату сірчаної кислоти.

Прихід:

З кислотою при концентрації, рівною 92,5%.......0,925Ч х2

Витрата:

Переток розчину на перший ступінь………….………39,2

На реакцію з NH3 у другому ступені ………………....67,4

Всього……..…….....106,6

Прирівнюючи прихід і витрату, отримаємо 0,925Ч х2=106,6

Звідси кількість розчину кислоти х2 = 115,2 кг/год, з них: моногідрату 115,2Ч0,925= 106,6 і води 8,6 кг/год.

Тоді, кількість води, необхідної для поповнення циклу :

y2=492,4 - 115,2=377,2 кг/год.

5.5.2 Тепловий баланс збірника другого ступеня

Прихід. 1. Тепло, внесене циркулюючим розчином:

Q1=157067,6Ч3,31Ч52=27034475,3 кДж/год.

2. Тепло, що вноситься кислотою:

Q2=115,2Ч1,55Ч20=3571,2 кДж/год ,

де 1,55 - теплоємність сірчаної кислоти, кДж/(кгЧград), 20-температура кислоти °С.

3. Тепло, внесене водою поповнення :

Q3=377,2Ч4,19Ч20=31609,4 кДж/год,

де 4,19 - теплоємність води, кДж/(кгЧград).

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

кДж/кмоль

де

де 88 - кількість відсотків води у розчині;

12 - кількість відсотків кислоти у розчині;

98 - молекулярна маса сірчаної кислоти;

18 - молекулярна маса води;

та на 106,6 кг/год моногідрату

Q4=.

Загальний прихід тепла

Qприх=Q1+Q2+Q3+Q4=27034475,3+3571,2+31609,4+61896,7=27131552,6 кДж/год.

Витрата.1.Тепло, що втрачається зовні (згідно практичних даних):

Q5=125700 кДж/год.

2.Тепло, що уноситься циркулюючим розчином:

Q8=157560Ч3,31Чt=521523,6Чt Дж/год.

Всього, витрата тепла : 125700+521523,6Чt.

Прирівнюючи прихід та витрату

27131552,6=125700+521523,6Чt,

звідси температура розчину, яка встановилася t=52°С.

Баланс кислоти та води поповнення наведено у таблиці 5.6

Таблиця 5.6 Баланс кислоти та води

Компоненти

Збірник 1

Збірник 2

Всього

Разом

Н24

H2O

Н24

H2O

Н24

H2O

Розчин кислоти

940,8

76,3

106,6

8,6

1047,4

84,9

1132,3

Вода поповнення циклу

--

2611,6

--

377,2

--

2988,8

2988,8

Всього

940,8

2687,9

106,6

385,8

1047,4

3073,7

4121,1

Матеріальний баланс сульфатної установки наведено у таблиці 5.7, кг/год:

Таблиця 5.7 Матеріальний баланс сульфатної установки, кг/год

Прихід

Витрата

Коксовий газ:

Сухий коксовий газ

Водяні пари

Бензольні вуглеводні

Сірководень

Аміак

Піридинові основи

24105,8

19456

1560

1872

832

365

20,8

Коксовий газ:

Сухий коксовий газ

Водяні пари

Бензольні вуглеводні

Сірководень

Аміак

Піридинові основи

24559,5

19456

2377,5

1872

832

1,6

20,8

Сірчана кислота

1132,3

Сульфат амонію

1440,4

Промивна вода

95

Вода для поповнення циклу

2988,8

Випаровується води у випарнику

2321,6

Всього

28321,9

Всього

28321,9

5.6 Розрахунок випарника


Подобные документы

  • Компонувальне будівництво виробництва циклогексанону. Підбір технологічного обладнання. Характеристика технологічного процесу. Способи прийому сировини та видачі готової продукції. Методи видалення відходів. Розрахунок основних розмірів апаратів.

    курсовая работа [52,7 K], добавлен 06.11.2012

  • Характеристика сировини, готової продукції та вимоги до них. Сучасні дослідження в області виробництва каталізаторів парової конверсії СО. Вирішення проблеми сірки в технології залізохромового каталізатора. Тепловий та матеріальний розрахунок реактора.

    курсовая работа [151,0 K], добавлен 09.11.2014

  • Розрахунок двокорпусної прямотечійної вакуум-випарної установки з природною циркуляцією, співвісною камерою і солевідділенням для випарювання розчину сульфату калію: конструкція, технологічна схема; підбір обладнання і визначення площі теплообміну.

    курсовая работа [580,8 K], добавлен 28.08.2012

  • Фізичні та хімічні способи відновлення галогенідів золота. Методи отримання сферичних частинок. Схема двохфазного синтезу за методом Бруста. Електрохімічні методи отримання наностержнів. Основні способи отримання нанопризм: фотовідновлення, біосинтез.

    презентация [2,0 M], добавлен 20.10.2013

  • Склад та властивості прямогонних дизельних фракцій. Способи їх очищення. Метод оксидаційного знесірчування нафтової сировини. Визначення вмісту загальної сірки в твердому осаді і кубовому залишку. Опис технологічної схеми установки оксидаційної очистки.

    дипломная работа [562,8 K], добавлен 05.11.2013

  • Характеристика сировини, допоміжних матеріалів та готової продукції – карбаміду. Опис технологічного процесу одержання карбаміду, його етапи та вимоги до теплообміннику. Апаратурне оформлення та технічні характеристики обладнання, що використовується.

    курсовая работа [38,3 K], добавлен 28.05.2014

  • Розгляд методів синтезу гексаметилендіаміна та дінітріла адипінової кислоти з ацетилену та формальдегіду. Ознайомлення із технологією отримання, параметрами виробництва та напрямками застосування (створення полімеру для отримання найлона) солі-АГ.

    реферат [7,9 M], добавлен 26.02.2010

Работы в архивах красиво оформлены согласно требованиям ВУЗов и содержат рисунки, диаграммы, формулы и т.д.
PPT, PPTX и PDF-файлы представлены только в архивах.
Рекомендуем скачать работу.