Расчет контактного аппарата по производству серной кислоты контактным методом

Размещено на http://www.allbest.ru/

Технология серной кислоты

серный кислота контактный колчедан

Среди минеральных кислот, производимых химической промышленностью, серная кислота по объему производства и потребления занимает первое место. Объясняется это и тем, что она самая дешевая из всех кислот, а также ее свойствами. Серная кислота не дымит, в концентрированном виде не разрушает черные металлы, в то же время является одной из самых сильных кислот, в широком диапазоне температур (от -- 40...--20 до 260--336,5 ^оС) находится в жидком состоянии.

Области применения серной кислоты чрезвычайно обширны. Существенная ее часть используется как полупродукт в различных отраслях химической промышленности, прежде всего для получения минеральных удобрений, а также солей, кислот, взрывчатых веществ. Серная кислота применяется и при производстве красителей, химических волокон, в металлургической, текстильной, пищевой промышленности и т. д.

Сырье для серной кислоты и методы ее получения

Исходными реагентами для получения серной кислоты могут быть элементная сера и серосодержащие соединения, из которых можно получить либо серу, либо диоксид серы. Такими соединениями являются сульфиды железа, сульфиды цветных металлов (меди, цинка и др.), сероводород и ряд других сернистых соединений. Традиционно основными источниками сырья являются сера и железный (серный) колчедан. Около половины серной кислоты получают из серы, треть -- из колчедана. Значительное место в сырьевом балансе занимают отходящие газы цветной металлургии, содержащие диоксид серы.

В целях защиты окружающей среды во всем мире принимаются меры по использованию отходов промышленности, содержащих серу.

В то же время отходящие газы -- наиболее дешевое сырье, низки оптовые цены и на колчедан, наиболее же дорогостоящим сырьем является сера. Следовательно, для того чтобы производство серной кислоты из серы было экономически целесообразно, должна быть разработана схема, в которой стоимость ее переработки будет существенно ниже стоимости переработки колчедана или отходящих газов.

Получение серной кислоты включает несколько этапов

Первым этапом является получение диоксида серы окислением (обжигом) серосодержащего сырья.

Следующий этап -- превращение оксида серы (IV) в оксид серы (VI). Этот окислительный процесс характеризуется очень высоким значением энергии активации, для понижения которой необходимо, как правило, применение катализаторов. В зависимости от того, как осуществляется процесс окисления SО₂ в SО₃, различают два основных метода получения серной кислоты.

В контактном методе получения серной кислоты процесс окисления SО₂ и SО₃ проводят на твердых катализаторах.

Триоксид серы переводят в серную кислоту на последней стадии процесса -- абсорбции триоксида серы, которую упрощенно можно представить уравнением реакции

SO₃ + H₂O > H₂SO₄

При проведении процесса по нитрозному (башенному) методу в качестве переносчика кислорода используют оксиды азота.

Окисление диоксида серы осуществляется в жидкой фазе и конечным продуктом является серная кислота:

SO₂ + N₂O₃ + H₂O > H₂SO₄ + 2NO

В настоящее время в промышленности в основном применяют контактный метод получения серной кислоты, позволяющий использовать аппараты с большей интенсивностью.

Контактный метод получения серной кислоты

Рассмотрим процесс получения серной кислоты контактным методом из серного (железного) колчедана. Первой стадией процесса является окисление серного колчедана с получением обжигового газа, содержащего диоксид серы.

Обжиг колчедана (пирита) является сложным физико-химическим процессом и включает в себя ряд последовательно или одновременно протекающих реакций:

Термическая диссоциация 2FeS₂ = 2FeS + S₂;

Парофазное горение серы S₂ + 2О₂ = 2SО₂;

Горение пирротина 4FeS + 7О₂ = 2Fе₂О₃ + 4SО₂.

Суммарная реакция: 4FеS₂ + 11O₂ = 2Fе₂О₃ + 8SО₂. (I)

При небольшом избытке или недостатке кислорода образуется смешанный оксид железа:

3FеS₂ + 8О₂ = Fе₃О₄ + 6SО₂.

Термическое разложение пирита начинается уже при температуре около 200 ^оС и одновременно воспламеняется сера. При температурах выше 680 °С интенсивно протекают все три реакции. В промышленности обжиг ведут при 850 - 900 °С. Лимитирующей стадией процесса становится массоперенос продуктов разложения в газовую фазу и окислителя к месту реакции. При тех же температурах твердый компонент размягчается, что способствует слипанию его частиц.

Таким образом, при протекании реакции (I) помимо газообразного продукта реакции SО₂ образуется твердый продукт Fе₂О₃, который может присутствовать в газовой фазе в виде пыли. Колчедан содержит различные примеси, в частности соединения мышьяка и фтора, которые в процессе обжига переходят в газовую фазу. Присутствие этих соединений на стадии контактного окисления диоксида серы может вызвать отравление катализатора. Поэтому реакционный газ после стадии обжига колчедана должен быть предварительно направлен на стадию подготовки к контактному окислению (вторая стадия), которая помимо очистки от каталитических ядов включает выделение паров воды (осушку), а также получение побочных продуктов (Sе и Те).

На третьей стадии протекает обратимая экзотермическая химическая реакция контактного окисления диоксида серы:

SO₂ + 1/2O₂ - SO₃ (II)

Реакция (II) является обратимой, экзотермической, протекает на катализаторе с уменьшением объема. Тепловой эффект реакции при температуре 500 °С Qр = 94,2 кДж/моль. Константа равновесия Ар [атм^-0,5] зависит от температуры и в интервале 400 - 700 °С равна

lg Kр = 4905/T- 4,6455.

Последняя стадия процесса -- абсорбция триоксида серы концентрированной серной кислотой или олеумом.

Отдельные этапы получения серной кислоты могут быть по-разному скомбинированы в технологической схеме процесса. На рис. 1 представлена принципиальная схема процесса получения серной кислоты из колчедана по открытой схеме с так называемым одинарным контактированием.

Важнейшей задачей в производстве серной кислоты является повышение степени превращения SО₂ в SО₃. Помимо увеличения производительности по серной кислоте выполнение этой задачи позволяет решить и экологические проблемы -- снизить выбросы в окружающую среду вредного компонента SО₂,.

Повышение степени превращения SО₂ может быть достигнуто разными путями. Наиболее распространенный из них -- создание схем двойного контактирования и двойной абсорбции (ДКДА).

Рис.1. Функциональная схема производства серной кислоты из колчедана методом одинарного контактирования.

Другим возможным вариантом решения той же задачи является проведение процесса по циклической (замкнутой) схеме с применением технического кислорода.

Следует отметить, что принципиальная схема, изображенная на рис. 1, является лишь предварительной схемой, не содержащей большого количества информации. Например, в ней не отражен теплообмен между отдельными потоками, необходимый для энерготехнологической схемы, не указаны типы аппаратов, используемых в каждом узле, и т. д. Решить эти проблемы можно, проведя анализ физико-химических и технологических особенностей отдельных стадий процесса.

Из приведенной на рис. 1 принципиальной схеме следует, что в ней можно выделить четыре основные крупные стадии:

1) получение обжигового газа, содержащего диоксид серы;

2) подготовка обжигового газа к контактному окислению;

3) каталитическое окисление диоксида серы;

4) абсорбция триоксида серы.

При различном технологическом оформлении некоторые детали этих стадий, особенно стадии 2, будут отличаться, однако принципиальный подход к их осуществлению и выбору технологического режима зависит от тех задач, которые решаются на рассматриваемом этапе, и в разных конкретных процессах получения серной кислоты будет одинаковым.

Исходные данные

1. Состав обжигового газа после обжига серосодержащего сырья:

Таблица

Состав	Объемные %
SO2	16,3
SO3	0,17
Н2О	4,7
О2	2,6
N2	76,23

2. Перед подачей в реактор обжиговый газ подвергается осушке от H₂O и очистки от SO₃.

3. Обжиговый газ дополнительно разбавляется воздухом до содержания SO₂ (объемные %):

Концентрация в объемн.% SO₂ 7,5

4. Окисление SO₂ осуществляется в

а) адиабатическом реакторе с неподвижными слоями катализатора и промежуточным теплообменом.

б) с кипящими слоями катализатора

5. Заданная производительность установки (в тоннах 100%-ной серной кислоты в сутки):

П (H₂SO₄) 1200

6. Температура зажигания 713 ^ОК, катализатор СВД, общее давление Р=1атм.

1. Состав реакционной смеси перед реактором.

Таблица. Исходная смесь

SO2	16,3
SO3	0,17
Н2О	4,7
О2	2,6
N2	76,23

Примем весь объем смеси за 100 м³, тогда после осушки от Н₂О и очистки от SO₂ в смеси останется:

Vсм = 100 - 0,17 - 4,7 = 95,13 м³

Концентрация SO₂ в полученной смеси станет равной:

C_SO2 = = 17,1 об%

Для нахождения объема воздуха, необходимого для разбавления до содержания SO₂ 7,5 об%, составим пропорцию:

95,13 м3 ^__ 1/17,1 об%

(95,13 + Vвозд) м3 ^__ 1/ 7,5 об%

отсюда находим Vвозд:

Vвозд =121,77 м³

В этом объеме содержится:

V_N2 = 121,77 * 0,79 = 96,2 м³

V_O2 = 121,77 * 0,21 = 25,57 м³

Получаем объем реакционной смеси Vсм = 95,13 + 121,77 = 216,9 м³

Найдем концентрации SO₂ , O₂ и N₂ в реакционной смеси :

C _SO2 = = 7,5 об%

С _O2 = = 13 об%

С _N2 = =79,5 об%

Тогда всего 7,5 + 13 + 79,5 = 100%

2. Значение равновесной степени превращения диоксида серы в зависимости от температуры (диапазон температур варьируем от 693 до 873 ^оК ).

Пользуюсь программой лабораторного практикума по ОХТ, нашли значение равновесной степени превращения диоксида серы в зависимости от температуры. Результаты свели в таблицу:

Таблица

Т	X равн	Кр
693	0,9882	270,66
713	0,9816	171,35
733	0,9719	111,22
753	0,9585	73,87
773	0,9401	50,11
793	0,9160	34,66
813	0,8854	24,42
833	0,8478	17,49
853	0,8033	12,73
873	0,7526	9,40

Построили график зависимости равновесной степени превращения диоксида серы в зависимости от температуры (см. приложение)

3. Определяем зависимость скорости от температуры

Пользуюсь программой лабораторного практикума по ОХТ, для пяти значении степени превращения - 0,6 ; 0,7 ; 0,8 ; 0,9 ; 0,95, интервал варьирования температуры 20 ^оК. Результаты свели в таблицу:

Таблица

	Скорость W(X,T)
T, oK	X=0,6	X=0,7	X=0,8	X=0,9	X=0,95
693	0,211	0,157	0,104	0,051	0,024
713	0,5	0,371	0,244	0,118	0,053
733	0,654	0,485	0,318	0,149	0,056
753	0,843	0,623	0,404	0,175	0,033
773	1,036	0,785	0,496	0,177	-0,061
793	1,333	0,965	0,580	0,107
813	1,463	1,030	0,550	-0,134
833	1,404	0,938	0,367
853	1,240	0,771	0,031
873	1,112	0,475	-0,563

4 Построили зависимость W (T) для выбранных значений степени превращения и определили температуры Т (опт), соответствующие максимумам скорости (W мах) для каждого выбранного значения Х.

Таблица

Х	W мах	Т опт (К)
0,6	1,478	803
0,7	1,058	803
0,8	0,607	803
0,9	0,181	765
0,95	0,056	728

5 На диаграмму Х-Т вместе с равновесной линией Хравн(Т) нанесли найденные значения Топт и построили линию оптимальных температур ЛОТ.

6. Ограничиваем область протекания процесса окисления в реакторе величиной скорости реакции W = 0.8*W мах для каждого выбранного Х. Наносим их на диаграмму W - Т, определяем температуру, соответствующую W = 0.8*W мах.

Таблица. Находим значения температур:

Wmax	0.8 Wmax	Т1	Т2
1,478	1.182	783	858
1,058	0.846	780	845
0,607	0.486	771	822
0,181	0.145	731	786
0,056	0.045	709	747

7. На диаграмме Х-Т изображаю температурный режим окисления в каталитическом реакторе. Для этого определим адиабатическое изменение темппературы, используя формулу:

Тад =

где: Qр - тепловой эффект реакции, Qр = -Н

С_SO2 - концентрация SO2 = 0,075

Cр - средняя теплоемкость реакционной смеси

Н = - 101420 + (9,26*Т) = -101420 + (9,26*713) = -94817,62 Дж/моль

Ср = С_SO2 * Ср_SO +С_O * Cp_O + С_N * Cp_N

Cp берем из справочника при Т = 713 С в Дж/(моль*К) [2]

Ср = (0,075 * 46,32) + (0,13 * 31,39) + (0,795 * 30,04) = 31,44Дж/(моль*К)

Тад = = 226,2 К

Изображаем на графике Х-Т температурный режим для определения количества слоев катализатора

по уравнению Тк = Тн + Тад ( Хк-Хн) строим промежуточные точки:

Таблица

Слои	Тн	Хн	Тпром	Хпром	Тк	Хк
1	713	0	781	0,3	856	0,630
2	783	0,630	798,8	0,7	821,5	0,8
3	771	0,8	781	0,85	791	0,89
4	739	0,89	746	0,92	752	0,94
5	713	0,94	720	0,97	716	0,95

Получили 5 слоев катализатора

8. Используем программу лабораторного практикума кафедры ОХТ для определения время пребывания в каждом слое катализатора и суммарное время пребывания.

Задаем:

С_SO2 = 0,075

C_O2 = 0,13

Р = 1 атм

Тад = 226,2

и получаем результат:

Таблица

Слой	ф рив, с	ф рис, с
1	0,358	0,548
2	0,197	0,350
3	0,267	0,520
4	0,410	0,715
5	0,167	0,186
У	1,399	2,319

9. Расчет объема катализатора в каждом слое и суммарный объем.

V(катализатора) = V_о * t _p

Определяем объемный расход реагентов V_o

Для этого найдем V_SO2

1 кмоль SO₂ - 1 кмоль Н₂SO₄ ;

22,4 м³ SO₂ - 98 кг Н₂SО₄

Х м³ SO₂ - 1.2*10⁶ кг/сутки Н₂SO₄ (производительность)

V_SO2 = Х = 27,43*10⁴ м³/сутки = 3,17 м³/с

3,17 м³/с - 7,5 %

X - 100% , где Х = V_o = 42,27 м³/с

Где V_o- объемный расход (или объемная скорость) м³/сек

Тогда для каждого слоя катализатора:

Таблица

слой	Vрив , м3	Vрис , м3
1	47,97	73,42
2	26,42	46,92
3	35,76	69,66
4	54,95	95,82
5	22,36	24,94
У	187,46	310,76

10 Сравнение протекания реакции в реакторах с различными режимами. Выводы.

При протекании реакции в реакторе с неподвижными слоями катализатора суммарное время пребывания и суммарный объем катализатора меньше , чем в реакторе с кипящими слоями катализатора т.е.:

ф рив = 1,399 с < ф рис = 2,319 с ;

Vрив = 187,46 м³ < Vрис = 310,76 м³.

Поэтому можно сделать вывод о том, что для экономии времени , расхода катализатора и интенсификации процесса при одинаковом объемном расходе реагентов V_o преимущественно можно проводить процесс в реакторе с неподвижными слоями катализатора.

Проведенное сравнение показывает, что в ряде случаев для достижения высокого выхода целевого продукта эффективнее реактор идеального вытеснения, а иногда реактор идеального смешения. Если порядок целевой реакции превышает порядок побочной параллельной реакции (n_цел > n_поб), то выход целевого продукта выше в реакторе идеального вытеснения. Если порядок целевой реакции меньше порядка побочной реакции (n_цел < n_поб), более высокое значение выхода целевого продукта достигается в реакторе идеального смешения

При сравнении не учитывался ряд факторов, ограничивающих применение аппаратов, работающих в режиме, близком к идеальному вытеснению. К ним следует отнести, например, большое гидравлическое сопротивление трубчатых реакторов, трудность чистки таких аппаратов и т. д. Конструктивно проточные аппараты с интенсивным перемешиванием проще, но обладают тем характерным недостатком, что в них устанавливается низкая концентрация исходного реагента (равная конечной) и, следовательно, низкой будет скорость химической реакции. Чтобы использовать преимущества реакторов смешения и в тоже время поддерживать в реакционной системе более высокие концентрации реагентов, можно создать каскад реакторов идеального смешения путем последовательного включения нескольких реакторов.

Список используемой литературы

1.Бесков В.С., Давидханова М.Г., Царев В.И. Автоматизированная система расчетных работ в общеинженерных курсах по химической технологии. Учебное пособие (РХТУ им. Д.И. Менделеева. М., 1997, 83с.)

2.Краткий справочник физико-химических величин. Под ред. А.А. Равделя М.:Химия, 1983.

3.В.С. Бесков , В.С. Сафронов "Общая химическая технология и основы промышленной экологии", М., "Химия", 1999

4.Кутепов А.М. Общая химическая технология. М.: Высшая школа. 1990.

Размещено на Allbest.ru