Итого 827491

Итого 827491

Тепловой баланс 1-й ступени абсорбции, кДж/ч:

Приход Тепло коксового газа 33591824 Тепло аммиачно-водяных паров 6775184 Тепло нейтрализации Тепло циркулирующего раствора 740281·0,29·58 = 12451526	Расход Тепло коксового газа 44196611+ (595 + 0,438·58) · 8410 =49410811 Тепло, теряемое наружу (по практическим данным) 167600 Тепло циркулирующего раствора 49410811·0,7t = 214528t
Итого 61853435	Итого 49410811 + 517825t

Приравнивая приход и расход тепла, получим температуру раствора, выходящего из 1-й ступени абсорбера, равную примерно 58° С, т. е. такую же, как и поступающего

Материальный и тепловой балансы сборника абсорбера 1-й ступени.

Материальный расчет.

Приход.

В сборник абсорбера 1-й ступени поступают: циркулирующий раствор из абсорбера, маточный раствор из центрифуги, переток из 2-й ступени абсорбера, серная кислота, вода для пополнения цикла.

Определим количество этих материальных потоков:

1. Количество раствора, поступающего из 1-й ступени абсорбера, равно

739750 - 16129 = 723621 кг/ч.

2. Количество маточного раствора, поступающего из центрифуги, равно 4363 кг/ч.

3. Количество раствора, поступающего из 2-й ступени абсорбера (переток), равно 1832 кг/ч.

4. Количество поступающей кислоты обозначим х₁.

5. Количество воды для пополнения цикла обозначим у₁.

Общий приход равен

60216,4 + х₁ + у₁.

Расход.

Количество раствора, выводимого из сборника в циркуляцию, равно 740281кг/ч.

Приравнивая приход и расход, получим х₁ + у₁ = 10465 кг/ч.

Для определения х₁ и у₁ составим баланс моногидрата серной кислоты.

Приход:

С кислотой при концентрации, равной 94% 0,94 · х1 « маточным раствором из центрифуги 161,3 В перетоке из 2-го абсорбера 220 Образуется при разложении пиридиновых оснований 78
Итого 0,94·х1+459,3

Расход:

В растворе, идущем в испаритель 161,3 На реакцию с NH3 в 1-й ступени 4525
Итого 4686,3

Приравнивая приход и расход, получим 0,94х₁ + 459,3 = 4686,3

Отсюда количество раствора кислоты х₁ = 4496,8 кг/ч, из них:

моногидрата 4496,8·0,94 = 4227 и воды 269,8 кг/ч.

Количество воды, необходимой для пополнения цикла:

у₁ = 10465 - 4496,8 = 5968,2 кг/ч.

Тепловой баланс сборника 1-й ступени

Приход.

1, Тепло, внесенное циркулирующим раствором:

Q₁ = 723621·0,7·58·4,19 = 123098063 кДж/ч,

2. Тепло, внесенное маточным раствором при 50° С:

Q₂ = 4363·0,64·50·4,19 =584991 кДж/ч,

где 0,64·4,19 - теплоемкость маточного раствора, кДж /(кг·град).

3. Тепло, внесенное перетоком раствора из 2-й ступени асборбера:

Q₃ = 1832·0,79·4,19·50 =303205 кДж/ч,

где 0,79 - теплоемкость этого раствора, кДж/(кг·град).

4. Тепло, внесенное кислотой:

Q₄ = 4496,8·0,37·4,19·20 =139428 кДж/ч,

где 0,37--теплоемкость серной кислоты, кДж/(кг·град).

5. Тепло, внесенное водой пополнения:

Q₅ = 5968,2·20·4,19 =.500135 кДж/ч

6. Тепло разбавления серной кислоты от 94 до 1,6%,

Тепло разбавления, приходящееся на 1 моль H₂S0₄ составляет 63269 кДж/кмоль, и на 4227 кг моногидрата

q_{6 =} кДж/ч

Общий приход тепла Q_прих.=127354782 кДж/ч

Расход.

1. Тепло, теряемое наружу (по практическим данным);

Q₇ = 167600 кДж/ч

2. Тепло, уносимое циркулирующим раствором:

Q₈ = 740281·0,29t

Итого, расход тепла: 167600 + 214681t

Приравнивая приход и расход, получим

12735478 = 167600 +214681t

отсюда установившаяся температура раствора t = 58° С.

2.3 Материальный и тепловой балансы абсорбера 2-й ступени

Материальный расчет.

Приход

1. В абсорбер 2-й ступени поступает коксовый газ из абсорбера 1-й ступени в следующем количестве, кг/ч:

Сухой коксовый газ 47250 Бензольные углеводороды 3188 Сероводород 1574,7 Аммиак 69,3 Двуокись углерода 166,2 Пиридиновые основания 100,6 Водяные пары 8410
Итого 60747,4

2. Циркулирующий раствор из сборника 2-й ступени абсорбера. Обозначим это количество через G₃. Тогда общий приход равен 60747,4+ G₃.

Расход.

1. Коксовый газ.

Из имевшихся в коксовом газе 30,7 кг/ч аммиака поглощается 69,3 кг/ч и остается в газе 2 кг/ч.

Количество пиридиновых оснований, оставшихся в газе после абсорбции, равно 1,5 кг/ч и, следовательно, поглощается пиридиновых оснований 78 - 1,5 = 76,5 кг/ч.

Количество водяных паров, выходящих с газом из 2-й ступени абсорбции G_B определяем исходя из того, что за счет тепла нейтрализации и охлаждения газа от температуры 58° С до 52° С происходит испарение воды.

Величина G_B может быть определена по уравнению

(2,9)

где Q₁ - тепло, внесенное коксовым газом, кДж/ч;

Q₂ - тепло реакции нейтрализации, кДж/ч;

Q₃ - тепло, уносимое сухим коксовым газом из абсорбера при t = 52° С

Тепло, вносимое коксовым газом Q₁ =49410811 кДж/ч.

Тепло реакции нейтрализации составляет

Q₂ = 46700·4,19· 164667кДж/ч,

где 46 700·4,19 - тепло реакции нейтрализации, кДж /кмоль H₂S0₄.

Тепло, уносимое сухим коксовым газом:

Q₃ = (47250·0,7 + 31880,246 + 1574,7·0,238 + 2·0,508 + + 166,2·0,418 + +1,5·0,246)·4,19 = 2664203 кДж/ч.

Тогда

Таким образом, общее количество газов, выходящих из 2-й ступени абсорбции, равно:

Компонент	кг/ч	нм3/ч
Сухой коксовый газ	47250	105000
Бензольные углеводороды	3188	595
Сероводород	1574,1	715
Аммиак	2	2,5
Двуокись углерода	166,2	30
Пиридиновые основания	1,5	0,5
Водяные пары	8860	11026
Итого	61042,4	118472

2. Циркулирующий раствор.

Количество циркулирующего раствора, выходящего из 2-й ступени абсорбера, обозначим G₄ кг/ч.

Тогда общий расход равен

61042,4 + G₄.

Приравнивая приход и расход, получим

60747,4 + G₃ = 61042,4 + G₄

или

G₃ = G₄ + 295

Количество раствора, поступающего во 2-ю ступень абсорбера, принимаем по объему равным количеству раствора, поступающего в 1-ю ступень абсорбции, что обеспечивает одинаковую плотность орошения.

Так как объем раствора, поступающего в 1-ю ступень, равен 597 нм³/ч, то масса раствора G₃ при плотности 1,2 кг/л будет равна

G₃ = 597·1200 = 716400 кг/ч.

Тогда

G₄ = 716400 - 295 = 716105 кг/ч.

Материальный баланс 2-й ступени абсорбера, кг/ч:

Приход	Расход
Коксовый газ 60747,4 Циркулирующий раствор 716400	Коксовый газ 61042,4 Циркулирующий раствор 716105
Итого 777147,4	Итого 777147,4

Тепловой баланс 2-й ступени абсорбера, кДж/ч:

Приход	Расход
Тепло коксового газа 49410811 Тепло нейтрализации 164667 Тепло циркулирующего раствора 716400·52·0,7·4,19 = 1092624	Тепло коксового газа 49494660 Тепло, теряемое наружу 125700 Тепло циркулирующего раствора 716105·0,7t·4,19 = 501274t
Итого 158837939	Итого 49494660 + 501274t

Приравнивая приход и расход тепла, получим температуру раствора, выходящего из 2-й ступени абсорбера в циркуляцию t = 52° С.

Баланс кислоты и воды пополнения приведен в таблице 7.

Таблица 7 - Баланс кислоты и воды пополнения

Компоненты	Сборник 1	Сборник 2	Всего	Итого
	H2SО4	Н2О	H2SО4	Н2О	H2S04	Н2О
Раствор кислоты Вода пополнения цикла	4227,4 -	269,8 5968,2	601,7 -	38,4 1053,5	4829,1 -	308,2 7021,7	5137,3 7021,7
Всего	4227,4	6238	388,6	1091,9	4829,1	7329,9	12159

Материальный баланс сульфатной установки, кг/ч:

Приход	Расход
Коксовый газ 56941 Аммиачно-водяные пары 3264,4 Серная кислота 5137,3 Промывная вода 161,6 Вода для пополнения циклов 7021,7 Обеспиридиненный раствор 1211	Коксовый газ 61042,4 Раствор для пиридиновой установки 777,6 Сульфат аммония 4567 Испаряется в испарителе 7350
Итого 73737	Итого 73737



Материальный баланс пиридиновой установки, кг/ч:

Приход	Расход
Раствор из абсорбера 777,6 Аммиачно-водяные пары из дефлегматора 535,8	Раствор в сборник абсорбера 1211 Пиридиновые основания (водные) 46,1 Несконденсировавшиеся газы 56,3
Итого 1313,4	Итого 1313,4

2.4 Конструктивный расчет

Определение размеров абсорберов 1-й и 2-й ступени

Количество газов и паров, поступающих в абсорбер, приведено в таблице 8.

Таблица 8 - Количество газов и паров, поступающих в абсорбер

Компоненты	Из нагнетателя	Из дефлегматора
	кг/ч	нм3/ч	кг/ч	нм3/ч
Сухой коксовый газ	47250	105000	-	-
Бензольные углеводороды	3188	862	-	-
Сероводород	1434	940	140,9	93
Двуокись углерода	-	-	166,2	85
Пиридиновые основания	30	9	7,7	2,1
Аммиак	1155	1521	473,3	625
Водяные пары	3884	4826	2487,3	3092
Итого	56941	113157	32715,4	3898

Объем поступающих газов при фактических условиях составит

где 906 - давление перед абсорбером, мм. рт. ст.

Принимаем скорость газов в абсорбере 4 м/с. Тогда требуемое сечение абсорбера

и диаметр абсорбера

Принимаем стандартный диаметр равный 3м

Объем абсорбера определяем из условий абсорбции аммиака по уравнению

где V_г - объем поступающего газа, V_г = 116000 нм³/ч

К - коэффициент абсорбции аммиака серной кислотой в распылительных аппаратах, по практическим данным К = 5000 1/ч

а₁ и а₂ - содержание аммиака в поступающем и выходящем газе, г/нм³.

Объем абсорбера 1-й ступени будет

тогда требуемая высота рабочей части абсорбера

Размеры рабочей части абсорбера 2-й ступени абсорбции

остаются такими же, как и 1-й ступени, так как

где а₃ - содержание аммиака в газе, выходящем из 2-й ступени абсорбции.

Тогда общая рабочая высота абсорбера равна

11,3 + 11,3 = 22,6 м. [7]



Выводы

Данный курсовой проект посвящен расчету аммиачного абсорбера в условиях сульфатного отделения коксохимического завода.

В первой части записки приведена характеристика сырья и готовой продукции - сульфата аммония. Приведены физико-химические основы процесса улавливания аммиака из коксового газа. Описана технологическая схема сульфатного отделения. Приведено описание конструкции аммиачного абсорбера.

В расчетной части приведены материальный, тепловой, а также конструктивный расчеты аммиачного абсорбера, исходя из которого, был принят абсорбер с производительностью по сухому коксовому газу 105 000 нм³/ч, высотой рабочей части 22.6 м и диаметром 3м.

Для охраны окружающей среды при эксплуатации аппарата, необходимо придерживаться предельно допустимых концентраций вредных веществ в воздухе рабочей зоны и в сбрасываемой воде.



Перечень использованных источников

1. Иванов Е. Б. Мучник Д.А. Технология производства кокса - К.: Вища школа, 1976. - 232с.

2. Лейбович Р. Е. Яковлева Е. И. Филатов А. Б. Технология коксохимического производства - М.: Металлургия, 1982. -360с.

3. Гребенюк О. Ф., Коробчанский В. И. Власов Г. О. и др. Улавливание химических продуктов коксования. Научное пособие - ч. 1. - Донецк: Восточный издательский дом, 2002. - 228с.

4. Плановский А. Н., Рамм В. М., Каган С.З. Процессы и аппараты химической технологии. - М.: Химия, 1968. - 848с.

5. Технологический регламент цеха улавливания №1 ПАО «АКХЗ»

6. Белицкий А. Н. и др. Правила технической эксплуатации коксохимических предприятий. - М.: Металлургия, 1985, 248 с.

7. Коробчанский И. Е., Кузнецов М. Д. Расчеты аппаратуры для улавливания химических продуктов коксования. - М.: Металлургия, 1972, 296 с.

8. Гольбрайхт Ю. А. Техника безопасности в коксохимическом предприятии. - М.: Металлургия, 1961, 312 с.

Размещено на Allbest.ru