Размещено на http://www.allbest.ru/

Содержание

• Введение
• 1. Общая часть
• 1.1 Характеристика перерабатываемого сырья и продукции
• 1.2 Физико-химические основы процесса производства сульфата аммония из аммиака коксового газа
• 1.3 Описание технологической схемы установки
• 1.4 Описание конструкции основного аппарата
• 1.5 Нормы технологического режима работы аппарата
• 1.6 Контроль работы аппарата
• 1.7 Правила технической эксплуатации аппарата
• 2. Технологический расчет
• 2.1 Материальный расчет
• 2.2 Материальный и тепловой балансы абсорбера 1-й ступени
• 2.3 Материальный и тепловой балансы абсорбера 2-й ступени
• 2.4 Конструктивный расчет
• Выводы
• Перечень использованных источников


Введение

Роль коксохимической промышленности в народном хозяйстве Украины.

Коксохимия - важное звено всего народного хозяйства. Основным потребителем кокса является доменное производство, где обычно используют крупный кусковой кокс («металлургический», или «доменный») размерами более 25 мм или более 40 мм. В литейном производстве используют только крупнокусковой кокс.

В агломерационном производстве употребляют мелкие сорта кокса («коксовая мелочь»). Технологически кокс выступает здесь в роли топлива и частично восстановителя.

В ферросплавном производстве применяют сортированный кокс крупностью 10 - 15 мм - «коксовый орешек». Тут кокс играет роль углеродистого восстановителя,

В цветной металлургии крупный кокс служит восстановителем и топливом при восстановлении свинцовых, оловянных и медных руд в шахтных печах. Разрыхление столба плавильных материалов кусками кокса играет здесь меньшую роль, чем в доменном процессе из-за меньших размеров печи. В производстве цинка применяют коксовую мелочь. Особый вид кокса, содержащий мало золы и серы, применяют при изготовлении электродов для ферросплавов и в алюминиевой промышленности.

Кокс применяют также в шахтных печах для обжига известняка и цемента, для получения воздушного, генераторного, водяного, парокислородного и паровоздушного газов, при производстве карбида кальция в специальных электропечах. Часть кокса используют как энергетическое топливо.

Один из важнейших летучих продуктов коксования - коксовый газ - используют в качестве энергетического топлива (сжигание под котлами ТЭЦ, ПВС, ЦЭС), как технологическое топливо для мартеновских печей (наряду с природным газом), нагревательных колодцев и печей в прокатных цехах, а также в других целях.

В современной металлургической промышленности комбинирование металлургического и коксохимического производств по совместному использованию коксового (теперь и доменного) газа стало уже традиционным. Водород коксового газа используется как сырье при синтезе аммиака; попутно используются такие ценные компоненты коксового газа, как этиленовая фракция.

С применением кислорода в металлургическом производстве начато использование для синтеза аммиака отбросного азота кислородных установок. Таким образом, создается комплекс производств: коксохимия - металлургия - азотное производство с использованием всех видов получаемого химического сырья. В химических цехах коксохимических предприятий Украины ежегодно производятся тонны различных продуктов. Коксохимическая промышленность является основным поставщиком таких видов химического сырья, как бензол, нафталин, фенолы, крезолы, ксиленолы, пиридин и его гомологи, антрацен, аценафтен, кумароновые смолы, каменноугольные масла, роданиды натрия и аммония и др.

Бензол - основное сырье для производства изопропилбензола, капролактама, этилбензола и других важных продуктов.

Нафталин используется для производства фталевого ангидрида - основного полуфабриката для получения полиэфирных смол, пластических масс и пластификаторов. В процессе переработки каменноугольной смолы получают много пека (приблизительно 50% общей массы смолы), который применяют как связующее вещество в алюминиевом, электродном и брикетном производствах, для выработки толя, в дорожном строительстве, а также для защиты металлоконструкций от коррозии.

Каменноугольные масла применяются в качестве антисептика, в производстве сажи и для других нужд. Фенольные продукты коксохимического производства находят применение в производстве фенолформальдегидных смол, пластификаторов, пресс-порошков, синтетических клеев, гербицидов и др.

Аммиак из коксового газа перерабатывают на сульфат аммония - азотное удобрение, широко применяемое в сельском хозяйстве.

При коксовании углей Донецкого бассейна, содержащих значительное количество серы, коксовый газ очищают от сероводорода и получают в виде товарных продуктов элементарную серу или серную кислоту.

Таков далеко не полный перечень продуктов коксохимической промышленности, имеющих большое значение во многих отраслях народного хозяйства. [1]



1. Общая часть

1.1 Характеристика перерабатываемого сырья и продукции

В химически чистом сульфате аммония аммиак составляет 25,76 %, остальные 74,24 % приходятся на долю серной кислоты. На отечественных коксохимических заводах для производства сульфата аммония используется серная кислота следующих видов: башенная, контактная техническая; отработанная с предприятий органического синтеза; регенерированная после мойки фракций сырого бензола и других коксохимических продуктов. Качество серной кислоты нормируется ГОСТом.

Для производства сульфата аммония высшего и первого сортов используется контактная серная кислота улучшенной марки Б концентрации 92,5-94,0 % с содержанием железа не более 0,015%, оксидов азота и мышьяка 0,0001 %; для производства сульфата аммония второго сорта используются контактная техническая кислота концентрации не менее 92,5 %, содержащая 0,02 % железа; башенная кислота марки А концентрацией не менее 75 % и содержанием 0,02 % железа.

Регенерированная серная кислота цехов ректификации сырого бензола с содержанием моногидрата до 50 % загрязнена органическими примесями (сульфокислотами и продуктами полимеризации). Эти примеси отрицательно влияют на ход сатураторного процесса и снижают качество сульфата аммония. Однако экономически необходимо использовать эту кислоту, как наиболее дешевую.

Кроме того, в серной кислоте содержатся и другие примеси - оксиды азота, мышьяк, хлористые соединения, свинец, кадмий, алюминий и другие, которые также влияют на работу сатуратора и качество сульфата аммония. Содержание этих примесей нормируется ГОСТом.

Большое значение для работы сульфатного отделения имеет организация приема и хранения серной кислоты. Хранение серной кислоты (более 75 %) осуществляется в вертикальных хранилищах из углеродистой стали емкостью не более 400 м³. Для регенерированной кислоты применяют хранилища с внутренней кислотоупорной футеровкой. Емкость склада серной кислоты зависит от размеров производства сульфата аммония и от того, на какой кислоте работает сульфатное отделение (на привозной или собственной). Емкость склада составляет от 15 до 20 доз суточной потребности. [2]

Сульфат аммония (NH₄)₂S0₄ представляет собой белые, прозрачные кристаллы, имеющие форму удлиненного ромба, размеры которых определяются условиями получения и колеблются от сотых долей до 6-8 мм. Плотность кристаллического сульфата аммония при 20°С равна 1768 кг/м³, а насыпная масса в зависимости от крупности кристаллов и содержания влаги колеблется в пределах от 780 до 830 кг/м³.Сульфат аммония хорошо растворим в воде, с повышением температуры его растворимость увеличивается.

Сульфат аммония широко используется в сельском хозяйстве в качестве удобрения. В мировом производстве азотных удобрений его Доля составляет около 25%. Ценность этого удобрения обусловлена сравнительно высоким содержанием азота (21,2%), который хорошо усваивается из почвы корнями растений. Содержащаяся в сульфате аммония сера (около 24%) также является полезным компонентом. В условиях интенсивного развития производства бессернистых минеральных удобрений (аммиачной селитры, мочевины, суперфосфата, хлористого калия) значение сульфата аммония как серосодержащего удобрения возрастает.

Внесение сульфата аммония в почву повышает урожайность картофеля, свеклы, ржи, хлопчатника, овощных, цитрусовых и других культур. Он эффективно применяется в различных почвенно-климатических зонах страны.

Технический сульфат аммония содержит различные примеси, обусловливающие его качество. В зависимости от технологии его получения могут меняться крупность и форма кристаллов, что влияет на условия его хранения, транспортирования и применения. Мелкий и влажный сульфат аммония легко слеживается при хранении в твердую монолитную массу. Повышенная кислотность увеличивает гигроскопичность соли и затрудняет транспортировку и использование из-за сильного коррозионного действия свободной серной кислоты. Поэтому качество сульфата аммония, применяемого в сельском хозяйстве в качестве удобрения, строго нормируется.

Согласно ГОСТ 9097-82 сульфат аммония, производимый коксохимическими заводами, должен удовлетворять следующим требованиям (таблица 1).

Одним из важнейших показателей качества сульфата аммония, определяющих эффективность его применения, является гранулометрический состав. Крупнокристаллическая соль, обладающая меньшей удельной поверхностью граней, сорбирует меньше влаги, серной кислоты и других примесей, проявляет меньшую склонность к слеживанию, легче вносится в почву, оказывает более эффективное действие на развитие растений.

Таблица 1 -Требования к сульфату аммония[3]

Показатели	Сорт
	Высший	Первый
Внешний вид	Гранулы	Белые или прозрачные кристаллы	Не нормируется
Массовая доля воды в %, не более	0,6	0,2	0,3
Массовая доля свободной серной кислоты в %, не более	0,5	0,03	0,05
Массовая доля фракции размером 1-4 мм в %, не менее	90	-	-
Массовая доля фракции размером более 0,5 мм в % не менее	-	60	Не нормируется
Рассыпчатость, %	100	100	100

1.2 Физико-химические основы процесса производства сульфата аммония из аммиака коксового газа

Получение сульфата аммония основано на поглощении аммиака из коксового газа раствором серной кислоты и протекании реакции нейтрализации.

2NH₃+H₂S0₄>(NH₄)2S₄+q

Процесс нейтрализации серной кислоты аммиаком протекает в две стадии:

- образование кислой соли - бисульфата аммония

H₂S0₄ + NH₃ > NH₄ HSO₄

- превращение кислой соли в среднюю по мере перенасыщения раствора аммиаком

NH₄HSO₄ + NH₃ > (NH₄)₂SO₄

Эти реакции протекают с выделением тепла, количество которого зависит от условий ведения процесса. При взаимодействии чистого аммиака и насыщенного раствора сульфата аммония, содержащего 7-8% свободной кислоты, тепловой эффект суммарной реакции составляет при 47,5°С 815 кДж/кг сульфата аммония, а при 66,3°С 1855 кДж/кг. При поглощении аммиака из коксового газа тепловой эффект процесса значительно меньше, так как часть аммиака находится в виде летучих соединений с сероводородом, углекислотой и другими кислыми газами, на разложение которых затрачивается тепло. Для практических расчетов можно принимать тепловой эффект суммарной реакции равным 1180 кДж/кг сульфата аммония.

Соотношение между сульфатом и бисульфатом в растворе определяется кислотностью последнего. При низкой кислотности (1 -2%) в растворе преобладает сульфат, который выпадает из пересыщенного раствора в виде кристаллов. При повышении кислотности раствора до 34% средняя соль переходит практически полностью в кислую, которая обладает лучшей растворимостью в воде и в кислых растворах. При 60°С растворимость сульфата аммония в воде составляет 46.6%. при повышении кислотности до 19% она практически не меняется, а затем постепенно растет и при кислотности 34% достигает максимума (около 52%), после чего начинает снижаться.

Образование кристаллов сульфата аммония происходит при пересыщении маточного раствора за счет непрерывного процесса поглощения аммиака серной кислотой или в результате упаривания раствора. Кристаллизация начинается с образования центров кристаллизации зародышей кристаллов. Для получения крупных кристаллов необходимо обеспечить условия для их роста, интенсивность которого зависит от скорости диффузии сульфата аммония из раствора к граням кристаллов, скорости перехода молекул соли из жидкой фазы в твердую и скорости отвода скрытой теплоты кристаллизации от поверхности кристаллов в раствор. При интенсивном перемешивании растворов процессы диффузии сульфата аммония из раствора к граням кристаллов и отвода тепла кристаллизации настолько интенсифицируются, что практически не оказывают влияния на процесс кристаллизации. При этом скорость перехода вещества из жидкой фазы в твердую пропорциональна второй степени разности концентрации пересыщенного и насыщенного растворов

W=K(C_n-C_H)²

Коэффициент скорости кристаллизации К зависит в сильной степени от условий кристаллизации. Экспериментально установлено, что основными факторами, оказывающими влияние на рост кристаллов, являются интенсивность перемешивания, температура и кислотность маточного раствора, а также концентрация различных примесей в нем.

Путем перемешивания растворов можно ускорить рост мелких кристаллов, задержать образование новых зародышей или растворить уже образовавшиеся центры кристаллизации. Для получения крупных кристаллов необходимо поддерживать их длительное время во взвешенном состоянии в пересыщенном растворе, что может быть обеспечено при наличии восходящего потока раствора в кристаллизаторе. При таком движении раствора создаются более благоприятные условия дя роста крупных кристаллов, так как они обладают большей энергией кристаллизации и расположены в нижней части кристаллизатора, куда подводится свежий пересыщенный раствор.

Более мелкие кристаллы и зародыши в таких условиях постепенно растворяются, так как они обладают большей растворимостью и находятся в верхней части кристаллизатора, где степень пересыщения маточного раствора незначительна. Когда размер кристаллов достигает определенной величины, они оседают на дно кристаллизатора и выводятся в качестве продукта.

Образованию крупных кристаллов способствуют более низкие температура и кислотность маточного раствора. В производственных условиях раствор постоянно контактирует с холодными стенками аппаратов и трубопроводов, в результате чего он становится пересыщенным и в этих зонах образуются новые зародыши кристаллов. При накоплении их в системе не могут быть получены крупные кристаллы из-за недостатка пересыщенного раствора. Чем выше температура маточного раствора, тем значительнее влияние местных переохлаждений раствора, тем больше содержание мелких фракций в получаемом продукте.

Для получения крупнокристаллического продукта процесс кристаллизации должен проводиться при возможно низкой температуре, а аппараты и трубопроводы должны быть теплоизолированы.

Повышение кислотности раствора приводит к увеличению содержания бисульфата аммония, возрастанию вязкости и плотности раствора, прекращению роста кристаллов. Образующийся при этом бисульфат пиридина также препятствует росту кристаллов и способствует увеличению слеживаемости соли при хранении.

Наиболее крупные кристаллы получаются при кислотности раствора 1-2%. Однако, если кристаллизация сульфата аммония производится в аппарате для поглощения аммиака серной кислотой, при такой кислотности происходит интенсивное отложение кристаллов на стенках аппарата и в трубопроводах, нарушается нормальная работа установки. По этой причине в таких установках поддерживается кислотность маточного раствора на уровне 4-5%. При этом очень важно поддерживать одинаковую кислотность во всем объеме раствора и исключать образование нейтральных зон, в которых получается серая или черная соль (пережог).

Существенное влияние на рост кристаллов и их форму оказывают различные примеси в маточном растворе. При содержании более 1 г соединений окисного (трехвалентного) железа в 1 кг раствора увеличивается содержание мелких фракций в продукте. Наличие в растворе хрома, алюминия, кадмия способствует образованию игольчатых кристаллов, которые при хранении легко ломаются, образуя пыль, и склонны к слеживанию. Наличие в растворе цианидов и хлоридов также препятствует росту кристаллов.

Отрицательное действие названных примесей может быть ограничено при введении в раствор щавелевой кислоты, сульфата магния и Щавелевокислого кальция, мочевины, соединений закисного (двухвалентного) железа, марганца, кобальта.

Примеси в маточном растворе не только препятствуют росту кристаллов, но и придают им различную окраску. Серый цвет сульфата аммония обусловлен наличием смолистых веществ, сернистых соединений железа, меди, свинца. Желтую окраску дают соединения мышьяка. Роданистые соединения в присутствии следов железа дают красную или розовую окраску. Голубой цвет придает сульфату берлинская лазурь. Кроме того, цианистые соединения образуют с железом комплексные соединения, которые в смеси с другими веществами придают сульфату цветовые оттенки от зелено-желтого до фиолетового.

Для получения сульфата аммония белого цвета необходимо производить предварительную очистку коксового газа от смолистых веществ, цианистого водорода и сероводорода, применять чистую серную кислоту и аппаратуру из коррозионностойких материалов. [3]

Абсорбцией называется процесс поглощения газа или пара жидким поглотителем (абсорбентом). Обратный процесс - выделение поглощенного газа из поглотителя - называется десорбцией.

В промышленности абсорбция с последующей десорбцией широко применяется для выделения из газовых смесей ценных компонентов (например, для извлечения из коксового газа аммиака, бензола и др.), для очистки технологических и горючих газов от вредных примесей (например, при очистке их от сероводорода), для санитарной очистки газов (например, отходящих газов от сернистого ангидрида) и т. д.

В некоторых случаях десорбцию не проводят, если извлекаемый компонент и поглотитель являются дешевыми или отбросными продуктами или если в результате абсорбции получается готовый продукт (например, соляная кислота при абсорбции хлористого водорода водой).

Равновесие между фазами.

Растворимость газов в жидкостях зависит от свойств газа и жидкости, от температуры и парциального давления растворяющегося газа (компонента) в газовой смеси.

Зависимость между растворимостью газа и его парциальным давлением характеризуется законом Генри, согласно которому равновесное парциальное давление р* пропорционально содержанию растворенного газа в растворе X (в кг/кг поглотителя)

где - коэффициент пропорциональности, имеющий размерность давления и зависящей от свойств растворенного газа и поглотителя и от температуры.

Растворимость многих газов значительно отклоняется от закона Генри. Это относится главным образом к хорошо растворимым газам, образующим растворы высокой концентрации. При низких концентрациях раствора закон Генри обычно хорошо соблюдается.

Для практических расчетов пользуются полученными из опыта значениями равновесного парциального давления газа р* и вычисляют равновесное содержание абсорбируемого компонента в газовой смеси Y* по формуле

кг/кг инертного газа

где М_к и М_н - молекулярные массы абсорбируемого компонента и инертного (неабсорбируемого) газа;

Р-общее давление газовой смеси. По найденным значениям Y* строят линию равновесия

При небольших значениях р*, по сравнению с Р, можно приближенно написать, учитывая уравнение

Где k=

В этом случае линия равновесия представляет собой прямую, тангенс угла наклона которой равен k. [4]

коксохимический аммиачный сульфат абсорбер

1.3 Описание технологической схемы установки

Особенностью данной этой схемы является то, что поглощение аммиака и пиридиновых оснований производится раздельно от кристаллизации сульфата аммония в различных аппаратах. Такая схема позволяет применять для каждого из указанных процессов наиболее целесообразный режим работы, обеспечивающий полноту поглощения аммиака и пиридиновых оснований и получение крупнокристаллического сульфата аммония в различных аппаратах.

Исходя из этого основной аппарат для абсорбционных процессов - абсорбер состоит из двух ступеней.

Рисунок 1 - Схема бессатураторного метода получения сульфата аммония



В первой ступени осуществляется поглощение большей части находящегося в газе аммиака с получением раствора сульфата аммония максимальной концентрации (не доходящей в то же время до насыщения) и с минимальной концентрацией серной кислоты. Оптимальной в этой ступени абсорбции является концентрация сульфата аммония 40% и остаточная кислотность 1-1,5%. Это обеспечивает минимальный расход пара на выпаривание воды и уменьшает коррозию испарителя.

Во второй ступени поддерживается более высокая концентрация серной кислоты, достаточная для того, чтобы поглотить оставшееся количество аммиака и создать высокую концентрацию пиридина в растворе, выводимом в пиридиновую установку. Оптимальное содержание серной кислоты в этой ступени абсорбера составляет 10-12%, а сульфата аммония 20-30%.

Выпаривание воды и кристаллизация сульфата аммония производятся в отдельном аппарате - испарителе, работающем под разрежением, обеспечивающем выпаривание воды при температурах 50-60° С, что обусловливает кристаллизацию сульфата аммония и удержание пиридиновых оснований в упариваемом растворе. Рассмотрим технологическую схему получения сульфата аммония (рисунок 1).

Коксовый газ, содержащий аммиак и пиридиновые основания, поступает в абсорбер 1, представляющий собой полый аппарат с форсуночным орошением, состоящий из двух ступеней - нижней и верхней, разделенных между собой горизонтальной тарелкой.

В нижней ступени 2 абсорбера циркулирует раствор, содержащий около 40% сульфата аммония и 1- 1,5% свободной серной кислоты. В верхней ступени 3 абсорбера циркулирует раствор, содержащий от 20 до 30% сульфата аммония и 10-12% свободной серной кислоты.

После прохождения нижней и верхней ступеней абсорбера коксовый газ проходит кислотную ловушку 4, служащую для удаления брызг маточного раствора.

Каждая ступень абсорбера имеет свою самостоятельную систему орошения. Так, из нижней ступени абсорбера раствор через гидрозатвор поступает в циркуляционный сборник слабого раствора 5, откуда насосом 6 подается на орошение этой же ступени. Раствор же из верхней ступени абсорбера поступает в циркуляционный сборник крепкого раствора 7, откуда насосом 8 подается на орошение верхней ступени абсорбера.

Подача раствора, как в нижнюю, так и в верхнюю ступени абсорбера производится на двух уровнях.

Серная кислота и вода, необходимые для пополнения циркулирующих растворов, подаются из напорных баков 9 я 10 в циркуляционные сборники Часть маточного раствора из нижней ступени абсорбера непрерывно отводится в смолоотделитель, а. оттуда в сборник 12, из которого насосом 13 подается в низ конической части трубчатого испарителя 14.

В смолоотделителе выделяется большая часть смолы, которая всплывает на поверхность раствора и непрерывно удаляется скребковым транспортером. Это обеспечивает минимальное попадание смолистых веществ в сборник 12 и, следовательно, предотвращает загрязнение сульфата аммония.

В испарителе 14 происходит выпаривание воды из раствора и кристаллизация сульфата аммония. Благодаря вакууму (давление равно 75 мм рт. ст.), создаваемому двухступенчатым паровым эжектором, температура кипения раствора равна 50-60° С. У Испаритель обогревается паром низкого давления, около 2 кг/см². В испарителе имеется внутренняя циркуляционная труба 19 большего диаметра, чем трубки, вследствие чего создается термическая циркуляция раствора внутри аппарата, способствующая росту кристаллов.

Образующаяся в нижней части испарителя пульпа, представляющая собой смесь кристаллов сульфата аммония (примерно 50-60% от массы пульпы) и насыщенного маточного раствора, откачивается центробежным насосом 15 в центрифугу непрерывного действия 16. Маточный раствор после центрифуги возвращается в циркуляционный сборник 5 нижней ступени абсорбера. Туда же поступает промывная вода из центрифуги.

Влажный сульфат аммония из центрифуги поступает в сушильную установку 20 и далее на расфасовку.

Вакуум в испарителе создается с помощью паровых эжекторов 17, 18, в которые подается пар высокого давления (10 - 11 кг/см²). Между испарителем и первой ступенью эжектора 17 установлен поверхностный трубчатый конденсатор 21, охлаждаемый водой. Между ступенями эжектора имеется также конденсатор 22, охлаждаемый водой.

Образующийся в испарителе конденсат греющего пара поступает в сборник конденсата 23, а конденсаты, образующиеся в конденсаторах 21 и 22, поступают в сборник грязного конденсата 24. Из этих сборников конденсаты передаются насосом 25 в напорный бак 10 и, следовательно, идут на пополнение циклов или используются для других целей.

В верхней ступени абсорбера, кроме доулавливания аммиака, происходит также улавливание пиридиновых оснований. Улавливание пиридиновых оснований осуществляется более концентрированным раствором серной кислоты (10-12%), содержащим меньшее количество сульфата аммония (20-30%), чем обеспечивается высокая степень улавливания пиридиновых оснований из газа и большая концентрация их в растворе.

Для вывода поглощенных пиридиновых оснований часть маточного раствора из верхней ступени абсорбера непрерывно отводится в пиридиновую установку.

После обеспиридинения раствор из нейтрализатора пиридиновой установки поступает в раскислитель, куда подается также серная кислота, здесь доводится ее содержание до 4-5%, вследствие чего осаждается шлам, который удаляется в шламовом отстойнике. После шламового отстойника раствор поступает в сборник циркуляции крепкого раствора 7.

Таким образом, в циркуляционный сборник нижней ступени абсорбции поступают: раствор из нижней ступени абсорбера, вода для пополнения цикла из напорного бака 10, серная кислота из напорного бака 9, маточный раствор из центрифуги, а также избыточный раствор из цикла циркуляции верхней ступени абсорбера, из сборника 7; в циркуляционный сборник верхней ступени абсорбера поступают: раствор из верхней ступени абсорбера, вода для пополнения цикла из напорного бака 10, серная кислота из напорного бака 9, маточный раствор из ловушки 4, обеспиридиненный раствор из пиридиновой установки.

Аммиачные пары из дефлегматора аммиачно-известковой колонны, как и при сатураторном методе получения сульфата аммония, поступают в абсорбер и в пиридиновую установку.

Таким образом, как видно из изложенного, производство сульфата аммония по бессатураторному методу осуществляется в двух установках - абсорбционной и испарительно-кристаллизационной. [7]

1.4 Описание конструкции основного аппарата

Основным аппаратом для абсорбционных процессов (хемосорбции) служит полый форсуночный абсорбер. Абсорбер состоит из двух секций. В первой - нижней секции, газ орошается при помощи 8 форсунок раствором (NH₄)₂S0₄, содержащим 1% H₂S0₄. Все форсунки, за исключением верхней, обеспечивают разбрызгивание раствора мелкими каплями, а верхняя дает крупные капли для уменьшения уноса жидкости в кислотную ловушку. Диаметр первой секции в среднем составляет 2,7 м, высота 8,4 м.

Вторая секция - верхняя орошается маточным раствором, содержащим 10-12% серной кислоты, что обеспечивает полноту улавливания аммиака и максимальное улавливание пиридина из газа. Диаметр второй секции такой же, как и первой, а высота около 8,8 м.

Обе секции выполнены из 12,7-мм листовой мягкой стали сварной конструкции, внутри покрыты свинцом толщиной 4,7 мм и футерованы кислотоупорными плитками толщиной 76 мм.

Первая и вторая секции абсорбера разделены между собой горизонтальной тарелкой, имеющей ряд колпачков и систему отбойников, расположенных под тарелкой, для задержки увлеченных капель жидкости из первой секции во вторую. Эти отбойники устанавливают под углом 45° к потоку газа и крепят в верхней части нижней секции абсорбера.

Сборники циркулирующей крепкой и слабой кислот также выполнены из мягкой стали, освинцованы и футерованы кислотоупорной плиткой. [3]



1.5 Нормы технологического режима работы аппарата

Основные нормы технологического режима работы аммиачного абсорбера приведены в таблице 2.

Таблица 2 - Показатели технологического режима [5]

Наименование параметра и единицы измерения	Границы принимаемых значений параметров
1	2
1 Сопротивление абсорбера с ловушкой, мм вод. ст., не более	500
2 Содержание свободной серной кислоты в растворе стекающем с днища абсорбера, %	0.8-1.0
3 Удельный вес раствора, циркулирующего в абсорбере г/см3	1,240,05
4 Содержание сульфата аммония в растворе, стекающего из днища абсорбера , %	38-41
5 Давление в коллекторе форсунок (2й ярус), кг/см2	Не менее 3
6.Режим испарителя: -вакуум, мм рт. ст. -давление пара перед испарителем, атм -давление пара перед эжекторами, атм -температура раствора в испарителе, 0С -расход пара низкого давления на один испаритель (при давлении пара на цех не менее 4,5 кг/см2), т/час -температура пара перед испарителем, 0С -расход раствора в испаритель, м3/час	Не менее 685 1,5-2,0 10-14 50-60 7-9 Не выше 120 16-27
7.Содержание аммиака в газе после абсорбера, г/м3	Не более 0,03
8 Содержание веществ, нерастворимых в воде, в маточном растворе, г/л	Не более 0,1
9 РН чистого конденсата	5,5-8,0
10 Количество аммиачной воды, поступающей на переработку, м3/час	Не более 60



1.6 Контроль работы аппарата

Особенности контроля работы аммиачного абсорбера приведены в таблице 3 и 4

Таблица 3 - Контроль работы аммиачного абсорбера [5]

Наименование стадии, контролируемый объект,	Контролируемый параметр, единица измерения и позиция КИПиА	Частота и вид контроля	Методики и методы испытания (контроль)	Ответственный за контроль
1.Коксовый газ до абсорбера (газопровод перед сульф.отд.)	Аммиак, г/ дм3 Смола и нафталин	1 раз в декаду	1- стр. 164	ЦЗЛ
2.Коксовый газ после абсорберов	Аммиак, г/ дм3	5раз в неделю	стр. 164	ЦЗЛ
3.Сульфат аммония (конвейер на склад)	Кислотность, % Массовая доля воды, %	2 раза в смену 1 раз в смену	ТУ У 322-00190443-067-97	ЦЗЛ
4.Сульфат аммония (отправка из вагона)	Все показатели, предусмотренные ТУ У	Перед отправкой		ОТК, ЦЗЛ

Таблица 4 - Руководство технологическими процессами аммиачного абсорбера [5]

Контролируемый параметр, единица измерения и позиция КИПиА	Диапазон измерения, шкала	Класс точности
1	2	3
Давление газа до абсорбера, кг/см2	0-4000	1.5
Давление газа после кислотной ловушки, кг/см2	0-4000	1.5
Температура газа до абсорбера, 0С	0-100	0.5
Температура газа после абсорбера, 0С	0-100	0.5
Уровень в циркуляционном сборнике, м	0-5	1.5
Уровень в хранилище кислоты, м	0-6	1.5
Уровень в напорном баке кислоты, м	0-6	1.5
Уровень в напорном баке воды 1,3оч, м	0-5	1.5
Температура пара в межтрубном пространстве испарителя, 0С	0-200	0.5
Температура раствора в испарителе, 0С	0-200	0.5
Вакуум в испарителе, мм рт. ст.	760	1.5
Расход пара низкого давления в испарителе, т/час	0-10	1.5
Уровень в сборнике» чистого» конденсата, м	0-4	1.5
Расход «чистого» конденсата в цех сероочистки №1, м3/час	0-20	1.5
рН «чистого» конденсата в цех сероочистки №1	2-12	1,0
Температура технической оборотной воды на отделение, 0С	0-100	0.5

1.7 Правила технической эксплуатации аппарата

Содержание аммиака в коксовом газе после сатуратора или бессатураторной установки не должно превышать 0,03 г/м³.

Кислотность раствора, циркулирующего в абсорбере бессатураторной установки, должна быть на первой ступени не более 0,8-1,0%, на второй ступени 8-10% и содержание сульфата аммония в растворе первой ступени 40%.

Смолка из циркуляционного сборника первой ступени бессатураторной установки должна непрерывно выводиться вместе с раствором через смолоотделитель.

Для обеспечения низкой кислотности сульфата аммония необходимо производить промывку соли в центрифуге конденсатом пара или технической водой с температурой 70-80°С.

Для получения сульфата аммония белого цвета необходимо накапливающиеся в маточном растворе нерастворимые соли железа систематически выводить из цикла (путем их отстоя).

Серная кислота, поступающая в цехи улавливания химических продуктов коксования предприятий (производств), снабжающих газом заводы синтеза аммиака, не должна содержать окислов азота. Предел содержания окислов азота должен соответствовать ГОСТу.

В зимний период концентрация серной кислоты должна исключать ее кристаллизацию.

Механизированная расфасовка сульфата аммония в мешки, выгрузка серной кислоты, погрузка отходов производства (кислой смолки) должны осуществляться цехом улавливания. Отгрузка сульфата аммония производится навалом либо в мешках с применением предварительных мер по снижению слеживаемости сульфата (обработка сульфанолом и др.). [6]



2. Технологический расчет

2.1 Материальный расчет

Материальный баланс аммиака.

Материальный баланс аммиака (кг/ч) имеет следующий вид:

Приход	Расход
С коксовым газом 828	С коксовым газом 2
С аммиачно-водяными парами 327	Реагирует с кислотой 1153
Итого 1155	Итого 1155

Для поглощения 1153 кг/ч аммиака необходимо подать серной кислоты в моногидрате

1153 3323 кг/ч;

при этом образуется сухого сульфата аммония

1153 + 3323 = 4476 кг/ч,

а с влажностью 2% - 4567 кг/ч.

Расход 94%-ной серной кислоты составит:

кг/ч,

из них моногидрата серной кислоты 3323 кг/ч, воды 212 кг/ч. Для упрощения расчета пренебрегаем содержанием серной кислоты и пиридиновых оснований в отфугованном сульфате аммония.

Материальный баланс пиридиновых оснований.

Количество пиридиновых оснований, поступающих с коксовым газом, составляет 42 кг/ч и с аммиачно-водяными парами 14 кг/ч, т. е. всего 56 кг/ч.

Количество пиридиновых оснований, уносимых обратным коксовым газом, при содержании его в газе 0,02 г/нм³ и количестве газа 105000нм³/ч составит:

кг/ч

Тогда количество извлекаемых пиридиновых оснований будет равно 54,9 кг/ч и материальный баланс (кг/ч) имеет следующий вид:

Приход	Расход
С коксовым газом 30	С коксовым газом 2,1
С аммиачно-водяными парами 9	Реагирует с кислотой 36.9
Итого 39	Итого 39

Распределение аммиачно-водяных паров, идущих из дефлегматора в абсорбер и пиридиновую установку.

Аммиачно-водяные пары из дефлегматора направляются как в абсорбер, так и непосредственно в пиридиновую установку. Доля аммиачно-водяных паров, направляемых из дефлегматора в абсорбер, может быть определена по следующему уравнению:

(2,1)

где х - количество извлекаемых пиридиновых оснований, кг/ч;

G₁ - количество аммиака в аммиачно-водяном паре, G₁ = 211 кг/ч;

G₂ - количество пиридиновых оснований в аммиачно-водяном паре G₂ = 6 кг/ч;

К - коэффициент, определяемый по уравнению:

(2,2)

С_к - содержание свободной серной кислоты в растворе, пиридиновую установку, %; обычно С_к = 10ч12%; принимаем С_к = 12%;

р - плотность раствора, содержащего 28% (NH₄)₂S0₄ и 12% H₂S0₄, равная 1,2 кг/л;

С_п - содержание пиридиновых оснований в растворе, выводимом в пиридиновую установку, г/л.

Принимаем содержание пиридиновых оснований в обратном газе 0,02 г/нм³, кислотность раствора, поступающего во вторую ступень абсорбции, 12,1 % и температуру 52° С (температура 52° С проверяется дальше по тепловому балансу сборника 2-й ступени).

Максимальное содержание пиридиновых оснований в растворе при равновесии можно определить по уравнению:

(2,3)

здесь С₀ - содержание кислоты в растворе, поступающем во 2-ю ступень абсорбции, С₀ = 12,1%;

t - температура раствора, t - 52° С;

С_г - содержание пиридиновых оснований в газе, С_г = = 0,02 г/нм³.

Подставляя указанные величины, получим максимальное содержание пиридиновых оснований в растворе, равновесное с выходящим газом:

Так как количество циркулирующего раствора очень большое, то содержание пиридиновых оснований в растворе внизу скруббера по сравнению с их содержанием в растворе вверху скруббера увеличится на незначительную величину и можно принять их одинаковыми.

Для получения движущей силы абсорбции пиридиновых оснований принимаем равновесное содержание пиридиновых оснований в газе, равное 50% от фактического его содержания в газе, т. е. 0,01 г/нм³. Фактическое содержание пиридиновых оснований в выводимом из 2-й ступени растворе будет равно

Коэффициент

Количество извлекаемых пиридиновых оснований

х = 30 + 9 2,1 = 36.9 кг/ч,

где 30 - количество пиридиновых оснований, уходящих с коксовым газом, кг/ч; 9 - количество пиридиновых оснований, уходящих с аммиачно-водяными парами, кг/ч; 2,1 - количество пиридиновых оснований, уходящих из абсорбера с газом, кг/ч,

тогда

т. е. в абсорбер поступает 85% аммиачно-водяных паров, идущих из дефлегматора, и 15% идет непосредственно в пиридиновую установку.

Таблица 5 - Распределение аммиачно-водяных паров

Компоненты	Всего	Поступает в абсор бер	Поступает в пиридиновую установку
Аммиак	327	0,85506 = 278	49
Сероводород	162	0,85162 = 137.7	24.3
Двуокись углерода	191	0,85191 = 162.4	28.6
Пиридиновые основания	9	0,859= 7.7	1.35
Водяные пары	3286	0,853286 = 2640,6	466.8
Итого	3800,2	3264,4	535,8

Распределение поглощения аммиака по ступеням абсорбера.

В абсорбер поступает следующее количество коксового газа из нагнетателя и аммиачно-водяных паров из дефлегматора (таблица 6).



Таблица 6 - Состав коксового газа и аммиачно-водяных паров

Компоненты	Из нагнетателя кг/ч	Из дефлегматора кг/ч	Всего
			кг/ч	м3/ч
Сухой коксовый газ Бензольные углеводороды Сероводород Двуокись углерода Пиридиновые основания Аммиак Водяные пары	47 250 3188 1 434 - 30 1 155 3 884	- - 140,9 166,2 7.7 473,3 2 487,3	47 250 3 188 1 574,7 166,2 37.7 1 628,3 6 371,3	105 000 595 715 30 10 815 4 430
Итого	56 941	3275,4	60 216.4	117095

Количество поглощенного аммиака в 1-й ступени абсорбера можно определить исходя из условия равенства поверхности контакта или объемов обеих ступеней абсорберов и коэффициентов абсорбции, что приводит к уравнению

(2,4)

где а₁ а₂ и а₃ - содержание аммиака в газе до 1-й, до 2-й и после 2-й ступени абсорбера. Величины а₁ и а₃ равны

где количество аммиака в газе после абсорбера равно 2 кг/ч.

Тогда

Таким образом, в 1-й ступени абсорбера поглощается аммиака

Поступает аммиака во вторую ступень 1628,3 - 1570 = 58,3 кг/ч и поглощается аммиака во второй ступени 58,3 - 2 = 56,3 кг/ч.

Для поглощения 1570 кг/ч аммиака в 1-й ступени абсорбера необходимо израсходовать серной кислоты в моногидрате

кг/ч,

при этом образуется сульфата аммония

1570 + = 6095кг/ч.

Во второй ступени поглощается аммиака 66,3 кг/ч, расходуется серной кислоты кг/ч и образуется сульфата аммония

56,3 + 162 = 218 кг/ч.

Кроме того, во 2-ю ступень поступает сульфат аммония, образующийся в пиридиновой установке в количестве

кг/ч,

где 75.9 - количество аммиака, идущего из дефлегматора в нейтрализатор, кг/ч.

Таким образом, всего накапливается сульфата аммония во 2-й ступени абсорбера

218 + 295 = 513 кг/ч.

Общее количество образующегося сульфата аммония 6095 + 513 = 6608 кг/ч.

Количество раствора, перетекающего из абсорбера 2-й ступени в абсорбер 1-й ступени.

Это количество должно быть таким, чтобы вывести в 1-ю ступень абсорбера сульфат аммония в количестве, образующемся во 2-й ступени абсорбции и в пиридиновой установке.

Количество сульфата аммония, образующегося во 2-й ступени и в пиридиновой установке, как указано выше, равно 513 кг/ч.

Так как перетекающий раствор содержит 28% (NH₄)₂S0₄ то количество этого раствора будет равно

кг/ч или по объему л/ч.

В этом растворе содержится 28% (NH₄)₂S0₄ 12% H₂S0₄ и 54,9 г/л пиридиновых оснований или

кг/ч

Таким образом, перетекаемый раствор содержит, кг/ч:

Сульфата аммония · 0,28 = 513
Серной кислоты · 0,12 = 220
Сульфата пиридина
Воды по разности 958.1
Итого

Из кг/ч сульфата пиридина, поступающего в 1-ю ступень абсорбера, десорбируется обратно 62.9 кг/ч пиридиновых оснований и освобождается - 62.9= 78 кг/ч серной кислоты.

Количество раствора, выводимого из 1-й ступени абсорбера в испаритель

Количество раствора, выводимого в испаритель, должно быть таким, чтобы после испарения воды и выделения всего вырабатываемого сульфата аммония остался насыщенный раствор сульфата аммония определенной концентрации.

Количество раствора, выводимого из 1-й ступени абсорбера в испаритель, определим следующим образом.

Обозначим количество этого раствора через G и содержание в нем сульфата аммония 40% и H₂S0₄ 1%. Тогда в нем содержится сульфата аммония 0.4G кг/ч.

После испарения W кг/ч воды в испарителе в центрифугу входит пульпа в количестве (G - W) кг/ч, в которой находится 0.4G кг/ч сульфата аммония.

После удаления влажного сульфата аммония в центрифуге в количестве кг/ч (где 0,98 - содержание сухого сульфата аммония) останется маточного раствора (G - W -6743), из них сульфата аммония (0,4·G - 6608).

Так как содержание сульфата аммония в маточном растворе после центрифуги равно 47%, поэтому можно составить уравнение

Количество воды, удаляемой в испарителе, можно определить по следующей формуле:

(2,5)

Где С₀ - содержание (NH₄)₂S0₄ в вырабатываемом сульфате аммония, С ₀ = 98%;

С₁ - то же, в пульпе после испарителя; принимаем, что пульпа содержит 50% по массе выкристаллизовавшейся соли, а насыщенный маточный раствор содержит 47% сульфата аммония; тогда С₁ = 50 + 0,5·47 = 73,5%;

С₂- то же, в маточном растворе после центрифуги, С₂ = = 47%;

С₃ - то же, в растворе, выводимом из 1-й ступени абсорбции в испаритель, С₃ = 40%;

G_c - количество вырабатываемого влажного сульфата аммония, кг/ч.

Тогда

Подставляя W, получим

откуда количество раствора, выводимого из абсорбера в испаритель, G = 16129 кг/ч или при плотности раствора 1,24 кг/л объем раствора равен

Содержание пиридиновых оснований в этом растворе можно определить по уравнению

(2,6)

Принимаем температуру раствора после 1-й ступени абсорбции равной 58° С (в дальнейшем эта температура проверяется по тепловому балансу сборника 1-й ступени абсорбции) и концентрацию серной кислоты 1 %.

Содержание пиридиновых оснований в поступающем газе равно

Тогда максимальное содержание пиридиновых оснований в выводимом в испаритель растворе

Фактическое содержание определяем, принимая, что равновесие соответствует 50% содержания пиридиновых оснований в газе, тогда

Таким образом, в растворе, направляемом в испаритель, содержится, кг/ч:

Сульфата аммония	0,4 · 16129 = 6451.6
Серной кислоты	0,01 · 16129 = 161.3
Сульфата пиридина
Воды по разности	9463,7
Итого	16129



Из этого количества раствора, направленного в испаритель, после испарения воды в количестве 7350 кг/ч и отделения влажного сульфата аммония в центрифуге в количестве 4567 кг/ч (из них сухого 4472 и влаги 95 кг/ч) останется маточного раствора 16129 -7350- 4567 = 4212 кг/ч

После прибавления промывной воды в количестве 161,6 кг/ч возвращается маточного раствора в сборник 1-й ступени абсорбции

4212 + 150 = 4362 кг/ч

Состав этого раствора и количество (кг/ч) следующие:

Сульфат аммония	6451.6 - 4472 = 1980
Серная кислота	161.3
Сульфат пиридина
Вода	9463,7 - 7350 - 95 + 150 = 2169
Итого	4363

Количество раствора, выводимого из 2-й ступени абсорбера в пиридиновую установку.

Общее количество пиридиновых оснований, извлекаемых из газа и воды, равно 36.9 кг/ч. При этом 1.35 кг/ч извлекается из аммиачно-водяных паров, идущих непосредственно в нейтрализатор (см. табл. 5) и 35,55 кг/ч извлекается во 2-й ступени абсорбера. Это количество пиридиновых оснований и должно быть выведено из 2-й ступени абсорбера в пиридиновую установку.

Так как содержание пиридиновых оснований в выводимом растворе составляет 54,9 г/л, то для вывода 52,9 кг/ч пиридиновых оснований, необходимо отбирать раствор в количестве

Так как плотность этого раствора равна 1,2 кг/л, то масса выводимого раствора в пиридиновую установку составит

648 · 1,2 = 777,6 кг/ч.

В этом растворе содержится, кг/ч

Сульфата аммония 0,28·777,6 = 217,7 ( 28%) Серной кислоты 0,12·777,6 = 93,3 (12%) Сульфата пиридина Воды по разности 386,9 (49,76%)
Итого 777,6 (100%)

Для разложения имеющегося в этом растворе 79,7 кг/ч сульфата пиридина, необходимо израсходовать аммиака

При этом выделяется 32,2 кг/ч пиридиновых оснований и сульфата аммония в количестве 79,7 + 15,3 - 35,55 = 59,5 кг/ч.

Серная кислота, имевшаяся в растворе в количестве 93,3 кг/ч, реагирует с аммиаком. Количество аммиака, вступившего в реакцию с серной кислотой, будет равно

и получается сульфата аммония

93,3 + 32,4 = 125,7 кг/ч.

Таким образом, общее количество сульфата аммония в растворе после нейтрализатора пиридиновой установки будет равно

217,7+ 59,5 + 125,7 = 402,9 кг/ч.

Количество аммиака, поступившего в нейтрализатор из дефлегматора, равно 49 кг/ч (см. табл. 5). После поглощения в нейтрализаторе аммиака в количестве

32,4 + 15,3 = 47,7

кг/ч остается аммиака

49 - 47,7 = 1,3 кг/ч,

которые создают избыточную щелочность.

В возвращаемом из нейтрализатора растворе содержится вся вода, которая поступила в нейтрализатор с раствором из абсорбера, т. е. 386,9 кг/ч, и вода аммиачно-водяных паров, поступивших из дефлегматора в количестве 371,7 кг/ч.

Некоторое количество воды выводится с пиридиновыми основаниями. Принимаем содержание воды в них равным 20%. Тогда общая масса легких пиридиновых оснований будет равна: из них воды 46,1 - 36,9 = 9,2 кг/ч.

Следовательно, в возвращаемом из пиридиновой установки растворе содержится вода в количестве

386,9 + 428,8 - 9,2 = 806,5 кг/ч.

Таким образом, количество обеспиридиненного раствора, возвращающегося из пиридиновой установки в сборник 2-й ступени абсорбции, будет равно, кг/ч:

Сульфата аммония 402,9 Аммиак 1,3 Вода 806,5
Итого 1211

Кроме того, из пиридиновой установки выходят несконденсировавшиеся газы, кг/ч:

Сероводород 24,3 Двуокись углерода 28,6
Итого 52,9

2.2 Материальный и тепловой балансы абсорбера 1-й ступени

Материальный расчет.

Приход.

1. Коксовый газ.

В абсорбер 1-й ступени поступают коксовый газ из нагнетателя и аммиачно-водяные пары из дефлегматора в количестве, кг/ч:

Сухой коксовый газ 47250 Бензольные углеводороды 3188 Аммиак 1628,3 Сероводород 1574,7 Двуокись углерода 166,2 Пиридиновые основания 37,7 Водяные пары 6371,3
Итого 60216.4

2. В абсорбер поступает циркулирующий раствор из сборника 1-й ступени абсорбера. Обозначим это количество через G₁. Таким образом, общий приход равен 60216.4 + G₁ кг/ч.

Расход.

1. Коксовый газ.

Из имевшихся в коксовом газе 1628,3 кг/ч аммиака поглощается 1570 кг/ч и остается в газе 58,3 кг/ч.

Количество пиридиновых оснований в газе после 1-й ступени абсорбции увеличивается за счет десорбции их из перетока, поступившего из 2-й ступени абсорбции. Количество десорбируемых пиридиновых оснований в 1-й ступени абсорбера равно 62,9 кг/ч

Таким образом, в выходящем газе будет содержаться пиридиновых оснований

37,7 + 62,9 = 100,6 кг/ч.

Количество водяных паров, выходящих с газом из 1-й ступени абсорбции, можно определить исходя из того, что за счет тепла нейтрализации происходит нагрев газа до 58°С, т.е. до температуры поступающего раствора, и испарение соответствующего количества воды. Обозначим это количество через G_в:



_(2,7)

где Q₁ - тепло, вносимое коксовым газом, Q₁ = 33591824 кДж/ч.

Q₂ - тепло, внесенное аммиачно-водяными парами, кДж/ч;

Q₃ - тепло реакции нейтрализации, кДж/ч;

Q₄ - тепло, уносимое сухим газом, кДж/ч;

t - температура газа на выходе из абсорбера, t = 58° С.

Тепло, вносимое аммиачно-водяными парами из дефлегматора при 95° С, равно

Q₂ = ((278·0,508 + 137,7·0,24 + 162,4·0,418 +7,7·0,246)·95+ 2678,6(595 +

+ 0,44·95) )·4,19= 6775184 кДж/ч.

Тепло реакции нейтрализации аммиака

Q₃ =

где 46 700·4,19 - тепло реакции нейтрализации, /кг серной кислоты.

Тепло, уносимое сухим коксовым газом при температуре 58° С:

Q₄ = (58,3·0,508 + 1574,7·0,298 + 166,2·0,418 + 100,6·0,246 + 31880,246 + 74250·0,7) ·58·4,19 = 12965675 кДж/ч.

Тогда

Таким образом, общее количество газов, выходящих из 1-й ступени абсорбера во 2-ю, равно:

Компонент	кг/ч	нм3/ч
Сухой коксовый газ Бензольные углеводороды Сероводород Аммиак Двуокись углерода Пиридиновые основания Водяные пары	47250 3188 1574,1 58,3 166,2 100,6 8410	105000 595 715 76 30 29 10503
Итого	60747,4	116954

2. Циркулирующий раствор.

Количество циркулирующего раствора, выходящего из 1-й ступени абсорбера, обозначим G₂, кг/ч. Тогда общий расход равен

60747,4 + G₂.

Приравнивая приход и расход, получим

60216.4 + G₁ = 60747,4м + G₂,

или

G₁ = G₂ +531.

Второе уравнение для определения G₁ и G₂ получим исходя из значений концентраций серной кислоты на входе и выходе из 1-й ступени абсорбции и количества расходуемой серной кислоты в 1-й ступени.

Принимая концентрацию поступающего раствора 1,6% и выходящего 1 %, получим уравнение

(2,8)

где G_K - количество кислоты, расходуемой в 1-й ступени абсорбера, кг/ч.

Для связывания в 1-й ступени абсорбера 1570 кг/ч аммиака необходимо израсходовать серной кислоты 4525 кг/ч. Однако при разложении сульфата пиридина, поступившего из 2-й ступени, освобождается серной кислоты 78 кг/ч

Поэтому G_K = 4525-78 = 4447 кг/ч.

Таким образом,

1,6G₁ = G₂ + 444700.

Решая приведенные два уравнения с неизвестными G₁ и G₂, получим G₁ = 740281 кг/ч и G₂ = 739750кг/ч.

Объем поступающего раствора при плотности 1,24 кг/л будет равен

Материальный баланс 1-й ступени абсорбции, кг/ч:

Приход Коксовый газ 83941 Аммиачно-водяные пары 3264 Циркулирующий раствор 740281	Расход Коксовый газ 87747 Циркулирующий раствор 739750

Подобные документы

• Технологический процесс производства сульфата аммония

  Физико-химические основы процесса абсорбции. Описание технологической схемы сульфатного отделения. Выбор и конструкция основного аппарата для производства сульфата аммония. Материальный и тепловой балансы абсорберов и сборников, расчет испарителя.
  
  курсовая работа [551,4 K], добавлен 04.01.2015
  

• Аммиачный абсорбер

  Технология получения сульфата аммония в условиях "Авдеевского КЗХ". Аммиачный абсорбер, его устройство и принцип действия. Вакуум-выпарной кристаллизатор. Конструктивная схема центрифуги типа 1/2 ФГП. Расчет аммиачного абсорбера, монтаж и ремонт аппарата.
  
  курсовая работа [806,2 K], добавлен 17.04.2014
  

• Производство сорбентов на основе фрезерного торфа

  Применение сорбционных процессов в промышленности. Физико-химические свойства торфа, технологическая схема производства сорбентов. Расчет технологического оборудования и числа работы в сутки. Модель сырьевых баз предприятий торфяной промышленности.
  
  курсовая работа [203,2 K], добавлен 20.01.2012
  

• Процессы и аппараты защиты окружающей среды. Расчет абсорбера

  Принцип работы тарельчатого абсорбера со сливным устройством, расчет его материального баланса, определение геометрических размеров и гидравлического сопротивления. Технологические схемы процесса и оценка воздействия аппарата на окружающую среду.
  
  курсовая работа [1,4 M], добавлен 16.12.2011
  

• Расчет абсорбера разделения смеси

  Материальный баланс абсорбера. Расчет равновесных и рабочих концентраций, построение рабочей и равновесной линий процесса абсорбции на диаграмме. Определение скорости газа и высоты насадочного абсорбера. Вычисление гидравлического сопротивления насадки.
  
  курсовая работа [215,8 K], добавлен 11.11.2013
  

• Расчет барботажного абсорбера

  Определение массы поглощаемого вещества и расхода поглотителя; выбор оптимальной конструкции тарелки. Расчет скорости газа, диаметра и гидравлического сопротивления абсорбера. Оценка расхода абсорбента и основных размеров массообменного аппарата.
  
  реферат [827,2 K], добавлен 25.11.2013
  

• Расчёт и проектирование абсорбера

  Расчет насадочного абсорбера для улавливания аммиака. Описание абсорбционной установки. Определение количества поглощаемого газа и расхода абсорбента. Расчёт диаметра абсорбера, газодувки, насосной установки; тепловой баланс; гидравлическое сопротивление.
  
  курсовая работа [958,3 K], добавлен 10.06.2013
  

• Разработка технического процесса на сборку и сварку корпуса абсорбера

  Назначение и условие работы узла и конструкции абсорбера, технические условия на материалы. Обоснование технологического процесса сборки и сварки. Расчет трудоемкости годовой программы, стоимости материалов и основных технико-экономических показателей.
  
  дипломная работа [1,0 M], добавлен 08.01.2012
  

• Расчет тарельчатого абсорбера

  Составление материального баланса и определение расхода воды. Определение диаметра абсорбера, плотности орошения и активной поверхности насадки, высоты абсорбера по числу единиц переноса. Критерий Прандтля для воды. Скорость воздуха в трубопроводе.
  
  курсовая работа [263,9 K], добавлен 01.04.2013
  

• Разработка выпарного аппарата с заданной годовой производительностью 165 тыс. тонн/год

  Установки для выпаривания экстракционной фосфорной кислоты (ЭФК). Расчет выпарного аппарата, тарельчатого абсорбера и барометрического конденсатора. Физико-химические особенности поглощения фтористых газов. Установки для абсорбции фтористых газов.
  
  дипломная работа [2,8 M], добавлен 21.10.2013
  

• главная
• рубрики
• по алфавиту
• вернуться в начало страницы
• вернуться к началу текста
• вернуться к подобным работам