Физико-химические основы процесса горения серы. Печи для сжигания жидкой серы. Утилизация теплоты горения серы.

После стадии сжигания серы и утилизации тепла технологический газ с содержанием диоксида серы (SO₂) 12 % об. и температурой 420°С поступает на следующую технологическую стадию контактного окисления SO_2. Процесс проводится в контактном аппарате. Химизм процесса: SO₂ 0,5О₂↔ SO₃, ∆Н<0

Реакция экзотермическая. С повышением температуры ∆Н реакции уменьшается, константа равновесия так же уменьшается, равновесие смещается в сторону исходных веществ. С увеличением давления равновесие смещается в сторону SO_3. Избыток кислорода так же приводит к смещению равновесия реакции в сторону SO_3. Инерты в системе не желательны т.к. равнозначны снижению давления.

Константа равновесия реакции: , [давление^-0,5]

, – это формула для расчета равновесной степени превращения SO₂ в SO₃

Константа равновесия может быть определена по формуле:

,

Для технических расчетов есть упрощенное уравнение:

,

При понижении температуры и повышении давления контактного газа равновесная степень превращения возрастает, что согласуется с принципом Ле-Шателье. В то же время при постоянной температуре и давлении равновесная степень превращения тем больше, чем больше содержание кислорода в газе, то есть чем больше отношение С_О2/С_SO2. Это отношение зависит от обжигаемого сырья и избытка воздуха. На этом основана операция корректирования состава печного газа т.е. разбавления его воздухом для снижения содержания диоксида серы. Степень окисления диоксида серы возрастает с увеличением времени контактирования приближаясь к равновесию по затухающей кривой, следовательно время контактирования должно быть таким, чтобы обеспечивать достижение равновесия в системе.

Х1<Х2

Т1>Т2

1< 2

Из рисунка следует, что чем выше температура, тем скорее достигается равновесие, но тем меньше равновесная степень превращения.

Дата добавления: 2022-04-18; просмотров: 10; Нарушение авторских прав

От скорости окисл-я зависит количество SO₂, превращающегося в SO₃ в единицу времени и поэтому объем контакт массы (Kat), размеры реактора и др характеристики процесса. Стремятся обесп-ть возможно более высокую ск-ть окисл-я при макс степени контактир-я. Ск-ть процесса окисл-я SO₂в SO₃ на ванадиевом катализ-ре в неподвиж слое опис-ся уравнениями

(1)

(2)

x – степень превращения;х_р – равновес степень превр-я;τ – время контакта, сек;k – конст-та скор-ти, 1/(Па*с);a – начал конц-цияSO₂, доли ед-цы;b – начал конц-цияO₂, доли ед-цы;T – темп-ра, К;P – общее давл-е, Па;K_p – конст-та равновесия, Па^-0,5.

Ск-ть окисл-я SO₂ характер-ся конст-той ск-ти реакции

Из кинетич теории газов известно, что доля молекул, облад энергией достаточна для того, чтобы при их столкновении произошла реакция составляет в 1м приближении , т.е. этот член в ур-нии характ-ет долю эффектив столкновений, приводящих к образ-ю молекул SO₃. Показатель степени – отриц, поэтому с увел-ем темп-ры скор-ть реакции увел-ся, а с увел-ем Ea – умен-ся. Ea р-ции окисл-я SO₂в SO₃очень велика, поэтому без катализ-ра р-ция гомогенного окисл-я практически не идет даже при высоких темп-рах. В присутствии твердого катализ-раЕа – умен-ся и поэтому ск-ть р-ции увел-ся. Таким образом, роль катализ-ра состоит в понижении Еа. Без катализ-ра р-цияокисл-я SO₂в SO₃протекает как р-ция 3го порядка с Еа более 280кДж/моль. В присутствии ванадиевого катализ-ра порядок р-ции пониж-ся до 1,8, а Еа = 92 кДж/моль. Процесс окисл-я на пористом катализ-ре вкл-ет послед стадии: 1) подвод SO₂и O₂ из газового потока к наружной поверхности катализ-ра, 2) диффузияSO₂и O₂в поры катализ-ра, 3) адсорбция SO₂и O₂, 4) р-ция на поверхности катализ-ра, 5) десорбция SO₃, 6) диффузия SO3 к наружной поверхности катализ-ра, 7) переход SO₃ в газовый поток.

На ск-ть процесса окисл-я SO₂противополож образом влияют конст-та скорости и конст-та равн-сия, поэтому кривая зависимости ск-ти окисл-я от темп-ры должна проходить через максимум. Ск-ть окисл-я SO₂ тем больше, чем меньше достимаемая степень превращ-я в этом процессе.

Зависимость ск-ти от темп-ры при различ степенях превращ-я

Ск-ть р-ции достигает максимум при определенных знач-ях темп-ры, которая тем выше, чем меньше степень превр-я. Линия АА , соедин точки максимумов – линия оптимал темп-р (ЛОТ) – она показывает, что для достиж-я наилучших результатов процесс контактир-я следует начинать при высокой темп-ре, обеспеч большую ск-ть процесса , а затем для достиж-я высокой степени превращ-я – снижать темп-ру, выдерживая температур режим режим по ЛОТ. Линии ВВ и СС очерчивают область допустимых колебаний темпер-р в реал технологич процессе контактир-я. Обесп-ние высок темп-ры в начале процесса окисл-я требует больших затрат энергии на подогрев газа, поступ на контактир-ние. На практике темпер-ра газа на входе в контактный аппарат на 1й слой задают лишь неск-ко выше темпер-ры зажигания (420°С). В ходе реакции выделяется большое количество тепла и т.к. процесс идет без отвода тепла, то темпер-ра газа возрастает по адиабате.

а- линия охлажд-я

После этого газ охлаждают в теплообменнике (до Т₂).Затем процесс идет по адиабате. После т/о-ка газ направляют на 2й слой катализ-ра и ведут процесс по адиабате 2. Затем снова охлаждают и продолжают процесс до тех пор, пока не будет достигнута заданная степень контактирования. Обычно для этого достаточно 4-5 слоев контактной массы. Таким образом, противоречие между кинетикой и термодинамикой процесса успешно снимается температурным режимом и конструкцией контакт аппарата. Это достигается разбивкой процесса на стадии, каждая из которого отвечает оптимальным условиям протекания процесса контактирования. Начальные параметры режима контактирования темпер-ра 400-440°С, давл-е 0,1Мпа, содержание SO₂в газе – 11%об., сод-ние О₂ – 9-10%об.

48. Катализаторы для окисления диоксида серы. Контактные аппараты для окисления диоксида серы.

Способностью ускорять окисл-е SO₂ обладают различные Ме, их сплавы и оксиды, некоторые соли, силикаты и др вещ-ва. Каждый катализ-р обесп-ет опред характерную для него степень превращения. В заводских усл-ях выгоднее пользоваться катализатором, при помощи которого достигается возможно более высокая степень превращ-я, т.к. остаточное кол-во неокисленного SO₂не улавливается в абсорбционном отделнии, а удал-ся в атмосферу вместе с отходящими газами. Длительное время лучшим катализ-ром для данного процесса считалась платина, которая в мелкораздробленном состоянии наносили на волокнистый асбест, силикогель или MgSO₄. Платина имеет наивысшую каталитическую активность для данной р-ции, но она очень дорога и ее активность сильно снижается при наличии в газе самых незначительных количеств соед-й As, Se, Cl и других примесей, поэтому применение платиновых катализаторов приводило к осложнению аппаратурного оформления и увеличению стоимости готовой продукции. Из неплатиновых катализ-ров наиб акт-тью обладает катализ-р, кот готовится на основе оксида ванадия V₂O₅ — ванадиевый катализ-р. Он более дешев и менее чувствителен к примесям, чем платиновый. ЧистыйV₂O₅ обладает слабой каталитич акт-тью, резко возрастающей в присутствии солей щелоч Ме-лов. Их промотирующая роль обусловлена образованием низкоплавких пиросульфованадатов. Актив компонент в усл-ях катализа наход-ся в расплавлен состоянии. В произв-ве СК наиболее распр-ными марками катализ-ров явл-ся марки БАВ и СВД. БАВ – барий, алюминий, ванадийV₂O₅(7% катализ-р) (K₂SO₄ BaSO₄ Al₂(SO₄)₃)(активатор) SiO₂(кремнезем-носитель). СВД – сульфованадатодеатомовый катализ-рV₂O₅(7% катализ-р) K₂S₂O₇(активатор) (диатомит гипс)(носитель). Разработаны также катализ-ры марок СВС, ИК-1-4, которые позволяют снизить темпер-ру на вход в 1й слой катализ-ра до 405-410°С при конц-ции SO₂в газе 8-9об.%. Из зарубеж фирм катализ-ры след фирм: BASF (Герм-я), Mansanta (США), Haldor Topsoe (Дания).

Механизм окисл-я на ванадиевом катализ-ре полностью не установлен. Сущ-ет неск-ко теорий этого сложного процесса. Одна из теорий разраб-на на основе многолетних рез-тов многочислен исслед-ний плавкости соед-ний, сост ванадиевую контакт массу, рентгено-структурного анализа этих соед-ний опр-ние активности контакт масс различ состава. Предпол-ся, что процесс окисл-я на этих катализ-рах идет через стадию диффузии раег-в пов-ти катализ-ра, накот образован комплекс оксидов ванадия с активатором, сорбцией реагентов на катализ-ре с послед десорбцией продуктов р-ции.

V₂O₅ SO₂ = V₂O₄ SO₃

V₂O₄ 0.5O₂ = V₂O₅

SO₂ 0.5O₂ ↔ SO₃

O₂ O₂ Kat SO₂ SO₂

↓lll

O₂*Kat*SO₂ SO3 SO3

l – диффузия,ll – сорбция,lll – образ-е комплекса,lV – десорбция.

Процесс катализа сост-т из неск-ких послед элементар актов:

— диффузия молекул O₂и SO₂ в катализ-р (l)

— хемосорбция молекул реагентов на повер-ти катализ-ра (ll)

— химич взаимодействия O₂и SO₂ на пов-ти катализ-ра с переносом электронов от молекул SO₂к мол-ламO₂ и образ-ем нустойч комплексов (lll)

— десорбция образовавш мол-л SO₃ (lV) и диффузия из пор с пов-ти катализ-ра в газ.фазу.

Темпер-ра зажигания контакт ванадиев массы сост-ет 380-420°С и зависит от состава контактируемого газа, повышаясь с умен-ем содержания в нем О₂. Контакт массы должны наход-ся в таком состоянии, чтобы были обеспечены минималгидравлич сопротивление потоку газа и возмож-ть диффузии компонентов через слой. Для этого контакт массы для реакторов с неподвиж слоем катализ-ра формируются в виде гранул, таблеток или колец средним диаметром ок 5мм, а для реакторов кипящ слоя – в виде шариков диаметром около 1мм.

Для осуществл-я процесса окисл-я SO₂примен-ся различные КА (реакторы).

КА с промежуточным охлажд-ем или теплообменом отличаются простотой, возможностью использ-я тепла р-ции, малым гидравлически сопротивл-ем и др дост-вами.

а) б,в) г)

КА с промежуточ охлажд-ем газа между слоями: а, б – в т/о-никах, в – добавл-е холодного газа, г – комбинированное охлажд-е

1 – слои контакт массы, 2 – внутренние т/о-ники, 3 – выносные т/о-ники.

В КА т/о-ники размещены внутри аппарата (рис а) или вне его (рис б). Последние наз-ся КА с выносными т/о-ками. Процесс окисл-я SO₂ в аппаратах с промежуточ т/о-ном сост-т в том, что газ, подогретый до темпер-ры несколько выше темп-ры зажиг-я, кот составляет 400-420°С, пропускают через 1й слой контакт массы, где происходит окисл-е 60-80% SO₂от его общего колич-ва. За счет выдел-я тепла р-ции темпер-ра газа повыш-ся до 550-580°С. Скорость р-ции в такихусл-ях очень велика и для ее протек-я треб-ся небольшое колич-во контакт массы. Однако, дальнейшее окисл-е SO₂приостанавл-ся, т.к. степень превращ-я практич-ки достигает равновесной.С пониж-ем темпер-ры н авходе в 1й слой увел-ся степень превращ-я, умен-ся необходимая поверхность т/о-на, поэтому на 1й слой загружают контакт массу с пониж-ем темпер-ры зажиг-я, например, катализ-р марки ИК-4, СВС и др. После 1го слоя катализ-ра газ охлаждают до 460-480°С в т/о-ках (рис а и б).или путем добавл-я холодного газа (рис в и г). В качестве охлажд агента т/о-ков 2 и 3 может примен-ся холод газ, поступ на наконтактир-ние, вода или пар. После охл-ния газ поступает во 2й слой контакт массы, где протекает дальнейшее окисл-еSO₂.Темпер-ра вновь повыш-ся и газ снова нужно охлаждать и т.д. Температ условия процесса тем ближе к оптимальным, чем больше слоев контакт массы.

В промышл-ти использ-ся КА с промежуточ т/о-ном, имеющие от 3х до 5ти слоев контакт массы. При дальнейшем увеличении числа стадий степень превращ-я повыш-ся незначительно, но сильно усложн-ся монтаж и обслужив-е.

КА с промежуточ т/о-номпроизвод-тью 540 т/сутки – для охлажд-я газа после 1го слоя добавл-ся холод обжиговый газ. Аппарат состоит из стального цилиндрич корпуса, в центре которого расположена опорная стойка, собранная из чугунных труб. Внутрен диаметр аппарата 8,5м, общ высота 19,6м. Охлажд-е газа после 2,3 и 4го слоев контакт массы производ-ся в промежуточ т/о-ках 1,3, вмонтированных в КА. Т/о-нные трубы расположены гориз-но и могут быть очищены и отремонтированы без выгрузки контакт массы. Располож-е промежуточ т/о-ков внутри КА знач-но усложняет его конструкцию, поэтому чаще используют выносные т/о-ники.

КА с кипящими слоями ктализ-ра.

Газ последовательноно проходит снизу вверх через слои контакт массы, располож на газораспределит решетках 2. Избыточ реакционное тепло отводится с помощью т/о-ных элементов 3, по кот движ-ся газ, вода или дрхладоагент. Верх часть аппарата расширены и снабжена отбойником 5 для умен-ния уноса катализ-ра из слоя. Коэф-нт теплоотдачи от кипящ слоя катализ-ра к поверх-ти холодильных элементов сост-ет 220-340 Вт/м²*К, т.е. в 8-10раз выше коэф-нта теплоотдачи от газа к поверх-ти труб в обычных т/о-ках. Интенсив отвод тепла в кипящ слое позволяет вести окисл-ниевысококонцентированного газа без перегрева катализ-ра. Благодаря интенсивному перемещ-нию темпер-ра газа может быть ниже темпер-ры зажигания контакт массы. Присутствие некот колич-ва пыли в газе, поступ в кипящ слой катализ-ра, не вызывает затруднений, т.к. вследствии большой скорости газа, интенсив перемешив-я пыль не зедердивается в кипящ слое. Замена отработанного масла и загрузка свежего катализ-ра могут производ-ся без остановки процесса. Для достиж-ния высок степени превращения предусматривают несколько слоев катализ-ра. Распределители газа представл-ют колпачковые решетки, доля живого сечения в кот составляет 6%. На них расположена ванадиевая контакт масса с зернами размером 0,75-1мм. темпер-ра газа на входе в аппарат составляет 300-350°С. Гидравлич сопротивл-е 10⁴Па. Общ степень превращения 95-98%. Потери контакт массы вследствии ее истирания в процессе интенсивного перемещ-я в кипящем слое составляют 10-20% за год.

Дата добавления: 2022-04-18; просмотров: 13; Нарушение авторских прав

Расчет материального баланса пятислойного контактного аппарата производится отдельно для каждого слоя катализатора.

На входе в КА: газ, состоящий из 12% SO₂, 9% — О₂, 79% — N₂, объемом 141838 м³/ч с температурой 405°С.

На выходе: газ, состоящий из SO₃, SO₂,O₂,N₂.

Цель расчета: 1) рассчитать равновесную степень превращения SO₂ в SO₃ для каждого слоя катализатора и общую степень превращения в КА; 2) определить расход и состав газа на выходе из каждого слоя катализатора.

Расчет

1. Определяем константу равновесия для температуры в интервале 400-650°С с шагом 25°С при помощи математического пакета MahtCad, дополнительно для температур 440 и 610°С c помощью формулы:

2. Заполняем таблицу «Состав газа, поступающий на 1 слой катализатора»

3. Определяем равновесную степень превращения по формуле:

4. Результаты расчета заносим в таблицу «Степень контактирования»

5. Строим график «x-t»

6. Определяем оптимальную температуру для каждой Xp по формуле:

Данные заносим в таблицу и строим аналогичный график

7. На полученный график наносим точку, соответствующую начальным условиям t=405°C, x=0.

Определяем увеличение температуры при окислении диоксида серы. Введем обозначение:

Q – тепло, выделяющееся при окислении SO₂, кДж/ч; m_i – масса каждого газа, присутствующего в смеси, кг/ч; m_SO2 – масса SO₂, поступающего на окисление, кг/ч; q – удельная теплота окисления SO₂, кДж/кг; tн, tк – температуры до и после окисления, °С; х – степень контактирования; Сi – средняя теплоемкость газов в смеси, кДж/(кг*К).

Принимаем, что q, mi, Ci – не зависят от температуры. Их значения берем при средней температуре в аппарате (500°С) и степени контактирования х=0,5.

Удельные теплоты окисления приведены в тетради в таблице и являются справочным материалом.

Находим из вышеуказанного уравнения tк.

Для газовой смеси данного состава при сохранении приведенных выше допущений, степень контактирования 0,5, температура повышается примерно на 179°С.

На графике «x-t» строим адиабаты для всех 5 слоев КА. На основании полученных данных выбираем оптимальные координаты процесса для каждого слоя: tн, tк, х.

Расчет материального баланса производится для каждого слоя катализатора по типовым формулам.

1. Количество SO₂, окислившееся в SO₃

— количество диоксида серы, поступающего на окисление;

— степень контактирования.

2. Количество SO₂ в газе, уходящем из слоя

3. Количество SO₃, образовавшееся в слое

молярные массы

4. Количество O₂, пошедшее на образование SO₃

5. Количество О₂, оставшееся в газе

количество O2, поступающего на слой

Результаты расчета сводим в таблицу материального баланса. Аналогичный расчет проводим для последующих слоев катализатора. Для 4 и 5 слоев учитывается абсорбция.

Дата добавления: 2022-04-18; просмотров: 28; Нарушение авторских прав

Расчет производят для каждого слоя катализатора.

На входе в КА: тепло, вносимое с газом (Q₁); тепло реакции окисления (Q₂).

На выходе: тепло, выходящее с газом (Q₃), потери тепла в окружающую среду (Q₄=0,05Q₂).

Уравнение теплового баланса имеет вид:

Цель расчета: определить температуру газа на выходе из слоя.

Приход тепла

1. Расчет Q₁

2. Расчет Q₂

удельная теплота окисления при средней температуре в слое (в справочнике)

— количество диоксида серы, окислившееся в триоксид серы.

3. Рассчитываем суммарный приход тепла

Расход тепла

1. Расчет Q₄

Q₄=0,05Q₂

2. Расчет Q₃

Задаем значение tк и рассчитываем значение средней теплоемкости.

Получаем выражение для нахождения Q₃ с неизвестной t.

3. Рассчитываем суммарный расход тепла

Исходя из условия теплового баланса, приравняв приходную и расходную статьи, находим значение t. Расчет повторяют до тех пор, пока заданное и расчетное t будут различаться на 0,5°С.

Аналогичный расчет повторить для всех слоев катализатора

Дата добавления: 2022-04-18; просмотров: 19; Нарушение авторских прав

Последней технологической стадией производства серной к-ты(СК) контактным методом является извлечение SO₃ из газовой смеси и превращение ее в СК. Абсорбция SO₃ происходит по реакции:

n SO₃ H₂SO₄=H₂SO₄*SO3 (n-1)SO₃, H₂SO₄*SO₃ H₂O=2 H₂SO₄, SO₃ mH₂O=H₂SO₄ (m-1) H₂O

В зависимости от количественного соотношения Н2О и SO3 получают H2SO4 различной концентрации при n меньше 1 образуется олеум, при n больше 1 водный раствор H2SO4, n=1 100% H2SO4 или моногидрат.

Газообразный SO3 наиболее полно абсорбируется СК с массовой долей 98,3 %. При мен или большей конц H2SO4 ее способность поглощать SO3 ухудшается, кол-во абсорбирующейся SO3 опред по ф-ле: G=K*F*Δp

К коэф абсорбции, кг/(м2*ч*Па), F – поверхность насадки, м2, Δp – движ сила абсорбции, Па

Движ сила находится по ф-ле:

Δp=(Р₁^’ – P₂^’’) – (P₂^’-P₁^’’)/(2,3 lg((Р₁^’ – P₂^’’)/ (P₂^’-P₁^’’))), Р₁^’ и Р₂^’ парциальные давления абсорб газа в нач и конц пр-са, Па, P₁^’’ и P₂^’’ равновесное давление абсорбирующего газа над жид при вх и вых жид, Па

Коэф абсорбции при поглащении SO₃ H₂SO₄, м.б. определено по ф-ле: К=К₀*ω^0,8, К₀— коэф зависящий от конц и температуры к-ты,, ω фиктивная скорость газа в абсорбере, без учета заполнения его насадкой, м/с

После абсорбции газовая смесь вместе с поглощенным SO3 выводится в атмосферу. Для умен потерь SO3 с отходящими газами его поглощение должно быть наиб полным , полнота абсорбции зависит также от конц применяемой для абсорбции к-ты. Над СК с конц менее 98,3 % равновесное давление SO3 близко к нулю, а равновесное давление паров воды значительное, поэтому с поверхности СК происходит испаренте молекул воды, основ кол-во молекул SO3 движущихся к поверхности СК абсорбируется ею, но часть молекул встречается с молек воды, испар с поверхности СК и дифундирующими в основной поток газа, сталкиваясь эти молекулы соед с образованием паров СК, к-рые затем конденсируются в объеме с образованием мельчайших капель или тумана СК. SO₃газ Н₂Опар= H₂SO₄пар H2SO4туман

Чем ниже конц СК и выше ее температура, тем больше выдел из нее паров воды, больше образуется тумана и больше теряется SO3 над к-той конц более 98,3% равновесное давление SO₃больше 0, поэтому SO₃ абсорбируется СК неполностью, в этом случае отходящие газы также уносят в атмосферу часть SO₃, т.е при конц орашающей к-ты менее и более 98,3% от абсорбции SO3 снижается ,она тем ниже чем выше температура. При конц к-ты 98,3 % равновесные давления паров воды и SO3 малы и близка к нулю но равновесные давления паров СК значительны поэтому происходит испарение паров СК с ее поверхности, однако при темпер нтже 80 при к-рых на практике ведется пр-сс абсорбции. Равновесное давление паров СК оч мало поэтому в производственных усл. к-ты с конц 98,3 % обладает наиб высокой абсорбционной способностью по отношению к SO3. Повыш температуры сниж ст абсорбции, т.к повыш давления паров воды над разбавленной к-той и давлением SO3 над конц к-той, что приводит к образованию тумана и абсорбер начинает газить.

Из графика видно, что наилучш абсорбционной способностью обладает обл 98,3% Ск, а при 60С. Для с-мы SO3-Н2SO4 принято считать, скорость массо пперадачи в газовой фазе,коэф масопередачи опред коэф диффузии для случая молекулярной дифузии, он обратно пропорционален давлению. В реал аппаратах ст турбулизации газовой фазы оч ведика и турбулентная диффузия преобладает над молекулярной. Поэтому значение коэф массопередачи с ростом общего давления падает не линейно не смотря на это с ростом р скорость абсорб увел за счет повыш движ силы.

Зависимость степени абсорбции от давления в тарельчатых и насадочных абсорберах.

Дата добавления: 2022-04-18; просмотров: 14; Нарушение авторских прав

Наиб распространенные – насадочные, барботажные, распыливающие.

Насадочные абсорберы представляют собой башни загруженные насадкой- различной формой, футированные кислото-упорной керамикой, насадку укладывают на колосниковую решетку, опирающуюся на столбы из кислотоупорного кирпича. Газ поступает в башню через штуцер под колосниковом пространстве и отводится сверху. Орошающую к-ту подают через распределители,к-рые м.б. – распределительные плиты, желоба, трубы, форсунки. Они обеспечивают равномерное распределение к-ты по всему поперечному сечению башни. Конструкция предусматривает установку брызготуманоуловителей. В современных конструкциях использ патронные фильтры.

Барботажные абсорберы. Поверхность контакта достигается за счет распределения потока газа в жид в виде пузырьков и струек, БА представляют собой колонны с тарелками разлизных типов. Перекрестные или провальные на первичн движ газа и жид осущ перекрестным током. Использ ситчатые, колпачковые тарелки со спец переливными устройствами.В тарелках провального типа, переливные устройства отсутствуют. Газ и жид проходят через одни и теже отверстия в противоположном направлении.

Распыливающие абсорберы. В прямоточных распыливающих ап-тах использ высокие скорости газа, 20-30 м/с и выше что ведет к значительной интенсификации абсорбции при этом вся жид уносится с газом и отделяется от него в отделтном сепараторе. Испытаны форсуночный абсорбер Вентури и аппарат АРТ.

Абсорберы Вентури имеют форму расходомерной трубы Вентури и состоят из сужающейся части – конфузора, узкой части – горловины и расширяющейся части- дифузора. Жид подается через форсунки в конфузор, Газ с бол скоростью проходит через конфузор, постепенно снижая скорость в дифузоре и направл в сепаратор.

Аппарат АРТ отлич отсутсвием дифузора и имеет пленочную подачу орошения. Газ проходит сверху вниз через сужающийся к низу конус назыв конфузором, по стенкам которого стекает к-та. В ап.АРТ можно осущ несколько ступеней распыливания устанавливая 2 и более конуса, однако в ап-те с 2мя устройствами распыливания сопротивление в 2 раза выше, чем в одноступенчатом, а число едениц переноса увел при этом лишь в 1,7 раза, т.о 2ая ступень менее эффективная чем 1ая.

Более интенсивными среди абсорберов явл скоростные прямоточные абсорберы,барботажные абсорберы, но их гл «-» значит сопротивление, огранич диапазон измен газовой нагрузки и повыш брызгоунос. Скоростные прямоточные распыливающие абсорберы проще и дешевле насадочных и имеют мен габариты. Но их применение целесообразно в качестве 1ой ступени абсорбции или в качестве олеумного абсорбера. Перспективными счит ап-ты в к-рых не требуектся осущ циркуляцию к-ты и можно осущ внутр отвод тепла, к ним относятся: 1) трубчатые пленочные абсорберы прямоточного типа работающие с выс скоростями газа до 40 мс. 2) барботажные абсорберы с внутр отводом теплса « » внут отвод тепла с высоким коэф теплопередачи в 4-5 раз выше чем в выносных холодильниках и резкое сокращение кол-ва перекачиваемых к-т, но барботажные абсорберыимеют довольно сложную конструкцию, по сравнен с насадочным. Осн « » насад абсорберов – небол сопротивление, возможность работы при измен газовой нагрузки в широких пределах и небол брызгоунос, но требует циркуляции бол кол-ва к-ты и отвода тепла в выносных холодильниках. Однако из из существенных проблемвозникающ при противотоке состоит в неравномерном распределении газа и жид по сечению ап-та и как следствие усложнение оросительных с-м.

Олеумный абсорбер, сушильная башня, моногидратный абсорбер.

Олеумный абсорбер как правило не имеет футеровки, а иногда и без насадки, т.к. полнота абсорбции в нем невелика. Газ из контактного ап-та поступает в олеумный абсорбер, который представляет собой скрубер с насадкой, выполненного в виде вертикального цилиндра1. В нижней его части расположена колосниковая решетка 2, на к-рую укладывают насадку 3. 4 – люк ля загрузки и выгрузки насдкми, 5 – смотровое стекло, 6 распаылитель олеума.Размеры олеумного абсорбера и кол-во олеума, подаваемого на орошение, зависит от производительности с-мы. Обычно на 1 т/ч пр-ции требуется поверхность насадки в абсорбере 600-1000 м2 при скорости газв в насадке до 1 м/с и плотности орошения 10-12 м3 на 1 м2 сечения олеумнорго абсорбера.

Сушильная башня представляет собой стальной вертикальный цилиндр с внутр диаметрорм 8 м и высотой 14,9 м. Нижн часть и корпус башни футированы кислотоупорными материалами ниже насаадки башня, имеет штуцер для вх газа. В верх части башни установлен брызгоуловитель, состоящий из 8 патронных фильтров. В башне имеется насадка с общим объемом 179 м3 – насадка инталокс(седловидная керамическая насадка). Из сушильной башни СК вытекает в смесительный сборник, в который также поступает к-та из 1го моногидратного абсорбера. После сушильной башни воздух подается в циклонные топки котло-печного агрегата РКС. Сушильная башня представляет собой стальной сварной вертикальный цилиндрический аппарат со сферическим днищем и конической крышкой.

Дата добавления: 2022-04-18; просмотров: 145; Нарушение авторских прав

Сферическое днище аппарата футеруется кислотоупорными материалами на кислотоупорной замазке в два слоя, по подслою из двух слоев асбестового картона с толщиной 5 мм. Внутренняя цилиндрическая поверхность аппарата из углеродистой стали футеруется по подслою из двух слоев асбестового картона с толщиной 5 мм. Обечайка на высоту 4000 мм от днища выполняется опорная футеровка толщиной в 1,5 к/у кирпича, далее обечайка футеруется к/у кирпичом, устанавливаемым на торец, ребром к стенке обечайки на всю высоту обечайки из углеродистой стали. Верхняя часть обечайки и коническая крышка аппарата изготавливается из стали 12Х18Н10Т, образуя камеру под установку брызгоуловителей. Насадка из седел типа «Инталокс» 75 мм насыпается в навал на опорную решетку. Высота нижнего слоя насадки Инталокс 3″ – 1,8 м, поверх сёдла Инталокс 2″ — 1,7 м, подсыпка 0,3 м — седла Инталокс -2″. Высота насадочного слоя определена технологическими расчетами.

Моногидратный абсорбер

Абсорбционная башня представляет собой стальной сварной вертикальный цилиндрический аппарат со сферическим днищем и конической крышкой. Аппарат устанавливается на фундамент через опорную конструкцию, включающую кольцо из швеллера, опирающееся на 6 металлических трубчатых столбов. Сферическое днище аппарата футеруется кислотоупорными материалами на кислотоупорной замазке в два слоя, по подслою из двух слоев асбестового картона с толщиной 5 мм. На высоту 4000 мм от днища выполняется опорная футеровка обечайки толщиной в 1,5 к/у кирпича, далее обечайка футеруется к/у кирпичом, устанавливаемым на торец. Верхняя часть обечайки и коническая крышка аппарата изготавливается из стали Х18Н10Т. Насадка из седел типа «Инталокс» 75 мм насыпается в навал на опорную решетку. Высота основного слоя насадки «Инталокс» – 3,5 м. В днище аппарата выполняется штуцер выхода кислоты футерованный к/у плиткой. В нижней части обечайки выполняется штуцер входа технологического газа футерованный к/у плиткой. В крышке аппарата выполнен штуцер выхода технологического газа. Для распределения орошающей кислоты в верхней части аппарата над насадкой подвешиваются система из восьми желобов, сливные трубки которых касаются основной насадки и присыпаны слоем более мелкой насадки «инталокс»-50 навалом. В желоба кислота подается из коллектора опускными , по две опускных трубы в каждый желоб, за исключением первого и последнего по ходу кислоты, где по применено одной опускной трубе. Желоба соединены преточными трубами. ри применении оросительных устройств другой конструкции количество точек подачи кислоты на насадку должно быть не менее 28 на м², при их равномерном распределении по сечению насадки.

Конструкция абсорбционной башни совмещает абсорбционный процесс и очистку технологического газа от брызг и тумана серной кислоты в одном корпусе.

Дата добавления: 2022-04-18; просмотров: 19; Нарушение авторских прав

Сырьем являются природные фосфаты, апатитовые и фосфоритные руды. Более ценное сырье – апатиты, содержащие больше фосфора и меньше примесей, чем фосфориты. Среди апатитов наиболее распространен фтораппатит 3Са₃(РО₄)₂*СаF₂ или брутто-формула Са₅(РО₄)₃F. Химически чистый фосфорит содержит 42,22% Р₂О₅; 55,59% СаО и 3,77% F.

Апатитовые руды содержат и др. минералы, наибольшая доля из них приходится на нефелин (Na,K)₂O*Al₂O₃*2SiO₂*nSiO₂ в значительно в меньших количествах эгирин NaFеSi₂O₆, титаномагнетит nFe₃O₄*FeTiO₃*TiO₂, ильменит FeTiO₃, сфен CaTiSiO₅, доломит MgCa(CO₃)₂, полевой шпат (Na,K)AlSiO₃O₈ и др.

Присутствующие в апатите SiO₂ и труднорастворимые силикаты после разложения апатита серной кислотой переходят в фосфорную кислоту в виде так называемого нерастворимого остатка.

Диоксид кремния входит также в состав некоторых кислотно-растворимых минералов: нефелин, глауконит и др. Сравнить химический состав апатитовых и фосфоритных концентратов можно по данным таблице.

Хим.состав фосфоритовых и апатитовых некоторых концентратов, %масс.

ап-апатит, ф-фосфорит

Приведем хим состав апатитового концентрата марки «стандарт», производимого на ОАО «Апатит» г.Кировск

Используемая в производстве упаренная ЭФК должна удовлетворять требованиям ТУ 2121-342-0020 9438-2004 “Кислота фосфорная экстракционная. Технические условия.” Согласно этих ТУ по физ-хим показателям ЭФК должна соответствовать нормам, указанным в таблице:

1-участок 1,2 производство МУ; 2-участок 4 пр-во МУ.

Стадии технологического процесса:

· разложение апатитового концентрата смесью серной и фосфорной кислот;

· фильтрация пульпы фосфополугидрата на вакуумных фильтрах, гидроудаление фосфогипса;

· упаривание (концентрирование) фосфорной кислоты;

· абсорбция газов.

Разложение апатитового концентрата смесью серной и фосфорной кислот

Апатитовый концентрат из расходных бункеров поступает на автоматические дозаторы. С конвейера после дозатора апатитовый концентрат поступает в смеситель «мокрого» питания. Для смачивания апатита используется раствор разбавления (фосфорная кислота), который подается в смеситель из фильтратных баков вакуум-фильтров. Далее апатит в виде пульпы поступает в экстрактор. Туда же подается серная кислоты с массовой долей не менее 92,5 %

Разложение апатитового концентрата смесью серной и фосфорной кислот происходит в экстракторе, состоящем из двух цилиндрических реакторов, соединенных между собой в верхней части перетоком диаметром 1,8 м. Рабочий объем экстрактора составляет 825 м³. Для интенсификации перемешивания в экстракторе предусмотрена система циркуляторов и винтовых мешалок. Для охлаждения пульпы (отвода теплоты, выделяющейся при реакции) в экстракторе применяется аппарат воздушного охлаждения (АВО).

Фильтрация фосфополугидрата на вакуумных фильтрах, гидроудаление

Пульпа из экстрактора подается на фильтр насосом. Фильтрация осуществляется на ленточном вакуум-фильтре (с полезной площадью фильтрации 83,3 м². Максимальная производительность фильтра соответствует нагрузке экстрактора по апатиту 85 т/ч. Максимальная скорость движения полотна и ленты составляет до 27 м/мин). Толщина слоя осадка фосфополугидрата на ленте – от 2 до 5 см. Дренажная лента, несущая полотно с фильтруемым продуктом, последовательно проходит над 5 зонами фильтрации, образуемыми перегородками в неподвижной вакуумной коробке: зону отсоса предфильтрата, зону отсоса продукционной фосфорной кислоты(в хранилище), зону первой промывки (в смеситель), зону второй промывки, зону третьей промывки. Зона третьей промывки совмещена с зоной подсушки осадка. Отмытый и подсушенный фосфополугидрат непрерывно ссыпается с ленты в бункер, где он смывается водой, а также слабой кремнефтористоводородной кислотой из абсорбционного сборника.

Фильтрация на карусельных фильтрах. Экстракционная пульпа из экстрактора подается на карусельный вакуум-фильтр (КВФ). Фильтрующая поверхность КВФ состоит из 24 горизонтальных подвижных ковшей, (поверхность ковша – 4,5 м². Рабочая поверхность фильтрации каждого КВФ 80 м². Максимальная производительность фильтра соответствует нагрузке экстрактора по апатиту около 65 т/ч).

При движении каждый ковш КВФ последовательно проходит следующие зоны: зону отсоса предфильтрата, который попадает в сборник; зону отсоса продукционной фосфорной кислоты, которая откачивается в баки-хранилища; зону первой промывки, фильтрат откуда оборотная фосфорная кислота откачивается в смеситель; зону второй промывки, фильтрат — в сборник; зону выгрузки осадка фосфополугидрата в бункера; зону промывки фильтроткани и ковшей КВФ горячей водой.

Отмытый и подсушенный фосфополугидрат сбрасывается при перевороте ковшей, где он смывается водой, а со стенок бункеров слабой кремнефтористоводородной кислотой.Образующаяся пульпа гипса самотеком направляется по лоткам гидросмыва в репульпаторы.

Откачка пульпы из репульпатора осуществляется насосами на шламонакопитель.

Упаривание (концентрирование) фосфорной кислоты

Получение продукционной ЭФК с содержанием Р₂О₅ от 52,5 % до 54,0 % осуществляется в отделении концентрирования методом вакуумной упарки нагретой ЭФК. (Отделение концентрирования включает восемь автономных, одноступенчатых, параллельно работающих вакуумных выпарных установок (далее — ВВУ).)

Каждая система ВВУ состоит из трех технологических узлов:

· узел выпаривания, в котором происходит выпаривание воды из нагретого раствора ЭФК под вакуумом с сепарацией брызг кислоты в паровом пространстве испарителей и улавливание их в брызгоуловителе. Нагрев исходной фосфорной кислоты осуществляется в теплообменниках за счет переноса тепла насыщенного греющего пара к кислоте через стенки греющих элементов при многократной циркуляции кислоты в системе вакуумный испаритель – теплообменник;

· узел абсорбции образующейся при упарке парогазовой смеси, содержащей фтористые соединения, с получением кремнефтористоводородной кислоты;

· узел создания вакуума, поддержание которого необходимо для снижения температуры кипения ЭФК. Вакуум в системах создается группой последовательных пароэжекторных вакуум-насосов с системой конденсаторов и поддерживается за счет конденсации испаренной воды в барометрических конденсаторах.

Полученная на ВВУ продукционная ЭФК с содержанием Р₂О₅ от 52,5% до 54,0% собирается в хранилище упаренной фосфорной кислоты.

Абсорбция газов

Фтористые газы, пары воды, воздух поддува на охладитель с экстракции удаляются из-под крышек реакторов хвостовыми вентиляторами через абсорберы:

Перед выбросом в атмосферу парогазовая смесь проходит очистку от фтористых соединений путем абсорбции в три ступени:

Газоход,полый абсорбер и АПС по одному на каждую на каждый реактор экстрактора (реактор разложения и дозревания соответственно). Все они орошаются осветленной водой гидроудаления. Раствор образующейся кремнефтористоводородной кислоты из баков откачивается на станцию нейтрализацию либо используется в производстве фтористого алюминия.Прошедший очистку в абсорберах газ через выхлопной газоход и промышленную санитарную трубу высотой 180 м и диаметром 3 м выбрасывается в атмосферу.

Дата добавления: 2022-04-18; просмотров: 25; Нарушение авторских прав

Скорость процесса кислотного разложения фосфата может быть описана уравнением:

G=K*F*∆C , (7)

где G – масса прореагировавшего фосфата, кг/ч; К- коэф-т массопередачи, кг/(ч*м²*%мас.); F – пов-ть контакта фаз, м²; ∆C — движущая сила процесса = разности концентраций Р₂О₅ в тв. и жидкой фазах, % мас.

Повышение К достигается благодаря интенсивному перемешиванию суспензии и обеспечению минимальной вязкости р-ра. Для увеличения поверхности фосфатные концентраты измельчаются в порошок, при этом остаток на сите с ячейкой 0,16 мм должен составлять для апатита не более 11,5 %, для фосфорита не более 14%.

Апатит, обладающий малой удельной поверхностью зёрен, разлагается к-тами медленнее, чем фосфорит. Чем выше содержание Р₂О₅ в фосф. концентратах, тем больше движущая сила и скорость процесса. В концентратах доля Р₂О₅ составляет 28-39,4%. В то время, как природные фосф. руды содержат 10-25% Р₂О₅. С др. стороны ∆C увеличивается с повышением степени электролитической диссоциации H₂SO₄, поэтому важную роль играет поддержание оптимальной концентрации H₂SO₄ в р-ре. Основным фактором, определяющим скорость взаимодействия апатита с серной к-той, является скорость диффузии катиона Са ³ через пограничный слой на поверхности зёрен апатита. Скорость диффузии будет тем больше, чем выше концентрация ионов Са в пограничном слое, а эта концентрация будет возрастать в условиях, способствующих увеличению растворимости сульфата Са. Температура оказывает значительное влияние на скорость разложения природных фосфатов.

Рис.2. Изменение степени разложения фосфорита 50%-ой H₂SO₄ от времени при температуре 60-90ºС. Температура,ºС: 1-50ºС; 2- 60ºС; 3-70ºС; 4-80ºС, 5-90ºС

Дата добавления: 2022-04-18; просмотров: 15; Нарушение авторских прав

Кристаллический СаSO₄ может тормозить процесс разложения апатита H₂SO₄. Мелкие кристаллы отлагаются на поверхности зерён апатита и препятствуют проникновению серной к-ты. Чем крупнее кристаллы СаSO₄, тем более рыхлый проницаемый слой образуются на зёрнах апатита. Мелкие кристаллы выпадают в тех случаях, когда кристаллизация идёт с большой скоростью и появляется много центров кристаллизации (зародышей кристалла). Чем выше степень пересыщения р-ра, тем больше скорость кристаллизации. Степень пересыщения р-ра определяется и соотношения:

(8)

где С_р – концентрация пересыщ. р-ра; С_н – концентрация насыщ. р-ра.

Мелкие игольчатые кристаллы СаSO₄, образование к-ых следует избегать имеют длину 5-10 мкм и ширину 1-3 мкм. В ходе экстракции необходимо создать условия для образования крупных кристаллов СаSO₄. Например. Оптимальные размеры кристаллов СаSO₄ *2 Н₂О следующие: длина 200-400 мкм; ширина 100-200 мкм. Кроме этого, крупнокристаллический ос-к легко отделяется от продукционной H₃PO₄ фильтрацией и промывается от остатков к-ты небольшим количеством воды. Основным условием образования крупнокристаллического осадка является кристаллизация СаSO₄ из малопересыщенных растворов, когда скорость образования зародышей низкая. На практике малое пересыщение достигается за счёт непрерывного ведения процесса, увеличения времени экстракции( реакционного объёма), применения внешней и внутренней циркуляции пульпы. В этих условиях новые зародыши почти не возникают и поддерживается практически постоянная степень пересыщения (0,5-0,7). Именно созданием условий крупных кристаллов СаSO₄, объясняется повышение времени процесса экстракции до 5-8 ч, хотя достигается высокая степень кислотного разложения за 1-1,5 ч. Другим важным условием является поддержание в жидкой фазе неб. концентрации свободной серной к-ты (1,5-2,5% SO₃ – в дегидратном процессе и 1,0-1,5% SO₃ – полугидратном процессе).

Избыток к-ты повышает растворимость СаSO₄ и следовательно снижает степень пересыщения р-ра. Большое влияние на форму и размеры кристалла СаSO₄ оказывают примеси. В присутствии примеси Н₂SiF₆ , соединений Аl и Fe , резко укрупняются и из удлиненных кристаллы игловатых превращаются в более короткие и широкие. Так же необходимым условием кристаллизации является проведение процесса при постоянной температуре. Кристаллизация дигидрата СаSO₄ сопровождается совиестеым осаждением фосфатных ионов НРО₄^2-, к-ые внедряются в кристалличекую решётку Гиббса. Это приводит к потерям Р₂О₅ и затрудняет дальнейшее использование СаSO₄.

Дата добавления: 2022-04-18; просмотров: 12; Нарушение авторских прав

Режимы экстракции фосфорной кислоты. Основой для выбора технологических параметров пр-са сернокислотного разложения природных фосфатов явл-ся св-ва системы СаSO₄ , H₃PO₄, Н₂О в к-ой СаSO₄ может сущ-ть в 3-х формах: ангидрита (СаSO₄), полугидрата (СаSO₄*0,5 Н₂О)и дигидрата (СаSO₄*2 Н₂О -гипса ). Температурные и концентрационные области кристаллизации этих форм опред-ся соотношениями их растворимостей в H₃PO₄. На рис. 4 представлены изотермы растворимости СаSO₄ в H₃PO₄ при 80ºС.

Минимальной раств-тью при 80ºС обладает ангидрид, к-рый, следовательно, явл-ся равновесной или стабильной фазой. Метастабильный гипс в р-рах, содержащих <33,2% Р₂О₅ (т.А пересечения изотерм) (метастабильных кристаллогидратов) превращается непосредственно в ангидрид. В более концентрированных р-рах (правее т.А) сначала происходит конверсия гипса в полугидрат, а уже полугидрат дегидротируется до ангидрида. Эти превращения протекают путем постепенного растворения менее стабильной фазы и одновременной кристаллизации из р-ров более стабильной фазы. На рис. 5 приведена политермическая диаграмма характеризующая направление и последовательность фазовых превращений CaSO₄ в системе CaSO₄ — H₃PO₄ — H₂O

Стабильно твердыми фазами в системе является гипс, ниже кривой аb и ангидрид (выше аb). В области, расположенной над кривой cd полугидрат который обычно является первой кристаллизирующейся фазой системы переходит в ангидрид. Однако, это превращение при 80ºС в растворах содержащих >33,2% Р₂О₅ протекает медленно: сутки и месяцы. В то же время дегидротация гипса до полугидрата в тех же условиях завершается значительно быстрее(часы и минуты). Быстро за 1-5 часов происходит и дигидротация П→Г при 80ºС и 10-25% Р₂О₅. Таким образом кривая cd является множеством точек сосуществования метастабильных фаз Г и П, а кривая ab множеством точек сосуществования стабильных фаз Г и А. Однако в реальных растворах ЭФК фактические границы областей кристаллизации гипса, полугидрата и ангидрида и особенно скорости протекания фазовых превращений существенно изменяются. Так присутствие заправки гипса, примесей фосфатов железа, кремнезема значительно ускоряет переход П→Г в растворах H₃PO₄ содержащих 20-30% Р₂О₅ при 80ºС. Образовавшийся гипс существует в виде метастабильной формы (стабильная форма – ангидрид) в течении нескольких суток и даже месяцев. Поскольку время пребывания пульпы в технологической системе составляет только 5-8 часов, очевидно, что отфильтрованный в этих условиях CaSO₄, представляет собой метастабильный дегидрат, т.е. фосфогипс, а не стабильный ангидрид. На рисунке 6 изображена диаграмма, показывающая практическую степень гидротации CaSO₄ в зависимости от режима экстракции, tºC и концентрации H₃PO₄

В обл. ниже кривой 2 CaSO₄ отделяется в виде гипса, выше кривой 1 – в виде ангидрита, а между этими линиями – в виде полугидрата. В соответствии с этим различают 3 режима экстракции ФК: дигидратный, полугидратный, ангидритный. Наиболее распространен дигидратный режим, который осуществляется при 65-80С, получая кислоту, содержащую до 32%P₂O₅.

Полугидратный режим – 90-100С позволяет получить кислоту до 52% P₂O₅.

Ангидритный режим пока не реализован из-за опасений усиленой коррозии аппаратуры при повышенных т/рах и плохой фильтруемости ФК и промывных р-ров через слой мелких кристаллов безводного CaSO4.

Дата добавления: 2022-04-18; просмотров: 11; Нарушение авторских прав

Аппарат в к-ом осуществляется кислотное разложение фосфатов, называется экстрактором. Это железобетонный футерованный прямоугольный или цилиндрический аппарат большого объёма с плоским дном.

Прямоугольный экстрактор, (V=730-1625 м³) обычно разделён на 10 квадратных секций: 8-основных и 2- вспомогательных (см.схему, вид сверху).

1-подача фосфатов и др. потоков в 1-ю секцию; 2- отвод пульпы; 3 – двухлопастные мешалки.

В перегородках, разделяющих секции расположены чередующиеся нижние и верхние перегородки так, что пульпа совершает зигзагообразный путь. Фосф.сырьё, серная к-та, р-р разбавления и циркулирующий попадают в 1 секцию. Из 2-х последних секций (9 и 10) отводят полученную пульпу ч/з вакуум-испаритель на рециркуляцию и фильтрацию. Каждая секция снабжена двухлопастной мешалкрй, вращающейся со скоростью 66-72 об/мин.

Цилиндрический экстрактор (V=900 м³) состоит из 2-х реакторов объёмом по 450 м³, соединённых вверху перетоком. Такой реактор перегородок не имеет (вид сверху).

1-подача фосфатов и др. потоков; 2- отвод пульпы; 3 – турбинные мешалки; 4-пропейлерная мешалка.

В центре экстрактора помещают пропеллерную мешалку, а по периферии 8 турбинных мешалок. Турбинные мешалки имеют направление вращения обратное пропеллерной. В цилиндрическом экстракторе обеспечивается большая стабильность процесса по температуре и пересыщению, чем в прямоугольном экстракторе, поэтому получается более однородный осадок СаSO_4.

Дата добавления: 2022-04-18; просмотров: 7; Нарушение авторских прав

Выделение и улавливание фтора при получении и переработке ЭФК. Необходимость улавливания токсичного F, содержащегося в природных фосфатах, создает существенные сложности как в самом производстве ЭФК, так и при ее переделе в удобрения. В тоже время, уловленный из газа F в итоге утилизируется в ценные фтор соли. В отделении экстракции по дигидратному методу выделяются большие объемы газов от 40тыс до 80 тыс м³/ч, в кот. содержится от 0,1 до 0,4 г/м³ фторидов, в виде SiF₄ и HF. В тоже время в газах экстракции находится только 8% всего фтора, введенного с апатитом.

Содержание фтора в различных потоках производства ЭФК дигидраным методом из апатитового концентрата при концентрации неупаренной ЭФК 30% масс. Р2О5.

Все приведенные данные относятся к дигидратному режиму. При переходе к полугидратному режиму существенно перераспределяется содержание фторидов:

При содержании Р₂О₅ 38-39% в упаренной кислоте:

-до 22-25%F содержится в газах экстракции

-43-47% – в -парогазовой смеси из вакуум-выпарного аппарата

-9% — в упаренной кислоте

-22-23% — в фосфополугидрате

Фтор, выделяющийся в газовую фазу на различных стадиях (экстракция, упарка, переработка к-ты) поглощают водой с получением кремнефтористо-водородной кислоты. Из этой к-ты фтор затем перерабатывается в ценные соли AlF₃, NH₄F, NaF, KF и др.

Для улавливания фтора из газа применяют следующую высокоэффективную аппаратуру:

— скоростной распыливающий скруббер; -пенный абсорбер; -абсорбер Вентури; -аэромикс.

Степень абсорбции в этих аппаратах 80-92%.

При получении экстракционной фосфорной кислоты полугидратным методом происходит выделение и улавливание фтористых соединений при следующих технологических операциях:

— из экстрактора при разложении апатита;

— из карусельного вакуум-фильтра при фильтрации пульпы;

— при охлаждении пульпы в аппарате воздушного охлаждения;

— с поверхности кислот в баковой аппаратуре.

Рассмотрим подробнее некоторые неиболее часто встречающиеся аппараты.

В пенных абсорберах поверхность контакта развивается потоками газа, распределяющегося в жидкости в виде пузырек и струек; она распределяется гидродинамическим режимом (расхода газа и жидкости). В пенных абсорберах дисперсной фазой является газ, распределенный в ячейках пены,на поверхности которых протекает процесс массопередачи.

Абсорбер АПС состоит из корпуса 1 с прямоточным контактным устройством в виде тарелки 2 с цилиндрическим контактным патрубком (рабочая зона) 3, в нижней части которого расположены циркуляционные трубы 4, а над верхним обрезом – центробежный сепаратор 5. Жидкость с тарелки поступает через циркуляционные трубы в рабочую зону, где контактирует с газом, образуя газо-жидкостную смесь, которая в центробежном сепараторе разделяется на практически сухой газ и жидкость, стекающую на тарелку. Этот процесс многократно повторяется. Аппарат работает в режиме восходящего прямотока фаз с центробежной сепарацией и внутренней циркуляции жидкости.

Пенные скоростные абсорберы представляют собой цилиндрические полые башни диаметром 4,5 м и 2,6 м, высота аппаратов – 15,0 м и 13,0 м соответственно. Аппараты гуммированы, нижняя конусная часть днища футерована углеграфитовыми блоками. Внутри, симметрично по высоте абсорберов, установлены три или два идентичных контактных устройства, с помощью которых достигается необходимая степень контакта фаз при очистке фторгазов.

Полые газопромыватели. В них орошающая жидкость подается встречно или поперек газового потока. Чтобы унос жидкости из зоны контакта был незначительным, размер капель должен быть не менее 500 мкм, а скорость газового потока не должна превосходить (0,8-1,2) м/с.

Для уменьшения габаритов установки скорость потока увеличивают (иногда до 5 м/с и более) и устанавливают на выходе аппарата каплеуловители. Орошающую жидкость разбрызгивают чаще всего с помощью центробежных форсунок, поддерживая ее давление в пределах (0,3-0,4) МПа. Такие форсунки позволяют работать на оборотной воде, из которой удалена грубая взвесь. Диаметр зоны орошения одной форсунки принимают в пределах 500 мм. Из этих условий определяют число форсунок, устанавливаемых в скруббере. Эффективность очистки в скруббере зависит от дисперсности пыли, размера капель, скорости их падения, расхода жидкости, скорости пылегазового потока. В полом скруббере удельный расход жидкости находится в пределах 2-2,5 л/м³, гидравлическое сопротивление 220-250 Па.

Распыливающие абсорберы выполнены в виде полых колонн. Газ в них движется обычно снизу вверх, а жидкость подается через расположенные в верхней части колонны распылители с направлением факела распыла сверху вниз или под некоторым углом к горизонтальной плоскости. Во многих случаях, особенно при большой высоте колонны, распылители располагают в несколько ярусов. При этом факелы распыла направляют сверху вниз или под углом к горизонтальной плоскости либо снизу вверх. Применяют также комбинированную установку распылителей часть факелом вверх, а часть — факелом вниз.

Дата добавления: 2022-04-18; просмотров: 20; Нарушение авторских прав

Цель расчета: 1) определение расхода реагентов, подаваемых в экстрактор; 2) определение массы веществ, покидающих экстрактор.

Исходные данные:

1. Процесс дигидратный.

2. Производительность системы П= 300 000 т Р₂О₅/год.

3. Число рабочих суток в году С=320.

4. Массовая доля Р₂О₅ в продукционной кислоте С_Р2О5^ПК =27 %.

5. Коэффициент извлечения Р₂О₅ из апатита в раствор К_изв=97,7.

6. Концентрация исходной серной кислоты – 93 %.

7. Массовая доля Р₂О₅ в жидкой фазе пульпы – 27 %.

8. Массовая доля Р₂О₅ в оборотной ФК С_Р2О5^ОФК = 20 %.

9. Влажность фосфогипса, удаляемого с карусельного фильтра – 42 %.

10. Массовая доля твердой фазы в пульпе Т, покидающей экстрактор, – не более 34 %.

11. Расчет выполняется на часовую производительность.

Расчет

1. Составить расчетную схему материальных потоков экстрактора ЭФК. На схеме указать все входящие и выходящие материальные потоки, температуры потоков и искомые величины. Записать химическую реакцию, протекающую в экстракторе, с численным значением теплового эффекта.

2. Рассчитать молярные массы участников реакции в кг/кмоль.

3. Рассчитать коэффициент пересчета Р₂О₅ на Н₃РО₄ по формуле:

b = 2×М(Н₃РО₄) / М(Р₂О₅).

4. Рассчитать годовую производительность системы на Н₃РО₄ по формуле, т/год:

П¢=П×b

5. Рассчитать часовую производительность системы в пересчете на Н₃РО₄, кг/ч:

П_ч= П^’/ (24*1000*С)

6. Рассчитать концентрацию Н₃РО₄ в продукционной кислоте, %мас:

С_Н3РО4^ПК = С_Р2О5^ПК *β

7. Рассчитать часовую производительность системы в пересчете на продукционный раствор:

П^’_ч= П_ч/ С_Н3РО4^ПК

8. Рассчитать массу воды в продукционном растворе m_Н2О^ПК

9. Рассчитать теоретический расход фторапатита по уравнению реакции.

10. Рассчитать практический расход фторапатита с учетом К_изв.

11. Рассчитать массу неразложившегося фторапатита, которая переходит в фосфогипс.

12. Рассчитать массу серной кислоты, затраченной на разложение апатита по уравнению реакции.

13. Рассчитать массу раствора серной кислоты, подаваемого в экстрактор.

14. Рассчитать массу воды в растворе серной кислоты m_Н2О^CК

15. Рассчитать массу образовавшегося дигидрата сульфата кальция CaSO₄×2H₂O по уравнению реакции.

16. Рассчитать массу образовавшегося фосфогипса m_ФГ, которая состоит из CaSO₄×2H₂O и неразложившегося фторапатита.

17. Рассчитать долю твердой фазы в пульпе, образующейся в отсутствии оборотной фосфорной кислоты по формуле:

Если массовая доля твердой фазы в такой пульпе значительно выше допустимой (34 %), то такая пульпа является совершенно не текучей, поэтому твердую фазу в пульпе необходимо разбавить путем подачи в экстрактор оборотной фосфорной кислоты. Часть воды этой кислоты будет связываться в CaSO₄×2H₂O.

18. Рассчитать массу воды m_Н2О^связ которая связывается в CaSO₄×2H₂O, по уравнению реакции.

19. Рассчитать массовую долю Н₃РО₄ в оборотной фосфорной кислоте, %:

20. Рассчитать массовую долю воды в оборотной фосфорной кислоте,%.

Обозначить за g массу оборотной фосфорной кислоты, которую необходимо подать со стадии фильтрации в экстрактор, чтобы массовая доля Р₂О₅ в жидкой фазе составила С_Р2О5^ПК. Тогда масса Н₃РО₄, внесенная в экстрактор с оборотной фосфорной кислотой

m_Н3РО4^ОФК=0,01* С_Н3РО4^ОФК * g, а общая масса Н₃РО₄ в экстракторе m_Н3РО4^общ= П_ч m_Н3РО4^ОФК

21. Рассчитать общую массу жидкой фазы в экстракторе:

22. Определить величину g исходя из условия:

23. Определить массу пульпы, покидающей экстрактор:

g_пульпы = g _ж.ф. m_ФГ

24. Определить массовую долю твердой фазы в пульпе:

Т= m_ФГ * 100% / g_пульпы

Рассчитать массовую долю жидкой фазы и отношение Ж/Т. Сравнить с производственным значением Ж/Т для дигидратного режима.

25. Определить массу образовавшегося HF по уравнению реакции.

26. Проверить условия выполнения материального баланса. Полученные значения внести в таблицу материального баланса.

Материальный баланс экстрактора на часовую производительность

27. Рассчитать невязку баланса. Сделать выводы.

Дата добавления: 2022-04-18; просмотров: 34; Нарушение авторских прав

Цель расчета: определение теплоты, вносимой поступающей в экстрактор циркулирующей пульпой.

Исходные данные.

1. Исходные данные, таблица материального баланса и расчеты.

2. Удельные теплоемкости веществ, кДж/(кг×К): апатитовый концентрат – 0,783 [3]; 93 %-ная серная кислота при 40 °С – 1,275 [6]; воздух при 20 °С – 1,004 [3]; фосфогипс – 1,072 [3].

3. Температуры потоков, °С: апатит – средняя температура в самом жарком месяце; 93 %-ная серная кислота – 40; оборотная фосфорная кислота (27,62 % Н₃РО₄) – 70; воздух на входе – 20; газы на выходе – 60; пульпа на фильтрацию и циркулирующая пульпа – 80.

4. Кратность циркуляции пульпы К_Ц = 8.

5. Относительная влажность воздуха – 0,8.

6. Потери теплоты в окружающую среду – 2 % от прихода теплоты.

7. Теплотами испарения воды и HF в виде SiF₄ пренебрегаем вследствие их малости.

8. Отношение Ж/Т в пульпе – 3:1.

9. Массовая доля твердой фазы в пульпе Т=25 %, жидкой Ж=75 %.

10. Гипсовое число Г = 1,6.

11. Расчёты выполнить в МДж

Расчет

1. Составить расчетную схему тепловых потоков экстрактора. На схеме указать все входящие и выходящие тепловые потоки, температуры потоков, искомые величины. Записать химическую реакцию, протекающую в экстракторе, с численным значением теплового эффекта.

2. Записать условие и уравнение теплового баланса. Уравнение теплового баланса имеет вид: Q₁ Q₂ Q₃ Q₄ Q₅ Q₆ Q₇ = Q₈ Q₉ Q₁₀ Q₁₁,

где Q₁ – физическая теплота апатитового концентрата, подаваемого на экстракцию; Q₂ – физическая теплота 93 % серной кислоты; Q₃ – физическая теплота раствора разбавления (ОФК); Q₄ – теплота, выделяемая при протекании экзотермической реакции разложения апатитового концентрата; Q₅ – теплота, выделяющаяся при разбавлении 93 % серной кислоты в экстракторе; Q₆ – физическая теплота циркулирующей пульпы; Q₇ – физическая теплота воздуха, поступающего в экстрактор; Q₈ – физическая теплота пульпы, идущей на фильтрацию; Q₉ – физическая теплота газов, покидающих экстрактор; Q₁₀ – физическая теплота циркулирующей пульпы, поступающей из экстрактора в вакуум-испаритель для охлаждения; Q₁₁ – потери теплоты в окружающую среду.

3. Рассчитать физическую теплоту апатитового концентрата Q₁, подаваемого на экстракцию. Принять среднюю температуру в районе г. Череповца в июле, т.е. в период наиболее напряженного теплового режима цеха, t = 17,6 °С

4. Рассчитать физическую теплоту Q₂ 93 % серной кислоты.

5. Рассчитать физическую теплоту Q₃ раствора разбавления (ОФК).

Удельную теплоемкость раствора разбавления определить по формуле; кДж/(кг×К):

с = 4,2324 – 0,02969×х (14),

где х – концентрация Н₃РО₄, % мас.

6. Рассчитать теплоту Q₄, выделяющуюся при протекании экзотермической реакции разложения апатитового концентрата по формуле:

Q₄ = (m_ап/M_ап)×K_изв×h_ап×q,

где m_ап – масса фторапатита; М_ап – молярная масса фторапатита; К_изв –коэффициент извлечения; h_ап = 1 – содержание фторапатита в апатитовом концентрате; q – тепловой эффект реакции взаимодействия серной кислоты с апатитовым концентратом, определяемый по уравнению реакции

Ca₅F(PO₄)_3(тв) 5H₂SO_4(р) 10H₂O _(ж) = 5CaSO₄×2H₂O _(тв) 3H₃PO_4(р) HF _(г), DH<0.

7. Рассчитать теплоту Q₅, выделяющуюся при разбавлении 93 % серной кислоты в экстракторе по формуле:

Q₅ = G_K×q/98,

где G_K – часовое количество 100 % серной кислоты, поступающей в экстрактор; q – удельная теплота разбавления серной кислоты, кДж/кмоль:

где n₁, n₂ – мольное отношение H₂O:H₂SO₄ в исходном и конечном растворах серной кислоты, т.е. до и после разбавления в экстракторе.

Для определения n₂ необходимо знать концентрацию серной кислоты после разбавления в экстракторе (в предположении, что взаимодействие кислоты с апатитом происходит после смешения ее с другими жидкими компонентами). Определить эту концентрацию по данным материального баланса, составленного на 1000 кг апатитового концентрата:

где — количество 100 % серной кислоты на 1 000 кг апатитового концентрата; — количество воды, поступающей с серной кислотой на 1 000 кг апатитового концентрата; — количество раствора разбавления, поступающего в экстрактор на 1 000 кг апатитового концентрата; С_ФК — концентрация H₃PO₄ в растворе разбавления, доли ед.; С^’_ФК — концентрация H₃PO₄ в циркулирующем растворе, т.е. жидкой фазе циркулирующей пульпы, доли ед.

Рассчитать количество пульпы на 1 000 кг фосфата, поступающей на фильтрацию равно:

G_П=1000Г(n 1)

где Г – гипсовое число; n – отношение Ж/Т.

Рассчитать количество циркулирующей пульпы на 1000 кг фосфата, поступающей на фильтрацию по формуле:

G_Ц.П.= К_Ц* G_П

8. Обозначить физическую теплоту циркулирующей пульпы Q₆ за х (МДж).

9. Рассчитать физическую теплоту воздуха, поступающего в экстрактор по формуле:

(15)

где V_ВОЗД = 235 000 м³/ч – объем воздуха, поступающий в экстрактор (по практическим данным); С_возд — теплоемкость воздуха, кДж/(кг×К); r_ВОЗД – плотность воздуха, кг/м³; t_возд — температура воздуха; Р^t – парциальное давление водяных паров в насыщенном воздухе (из приложения табл. 7); М_Н2О — молярная масса воды, кг/кмоль; j — относительная влажность воздуха, доли ед.;H^t_В.П. – энтальпия водяных паров, кДж/кг (из приложения табл. 7); Р_АТМ – атмосферное давление.

10. Рассчитать общий приход теплоты.

11. Рассчитать физическую теплоту пульпы Q₈, идущей на фильтрацию по формуле:

Q₈ = G_П×G_АП×c_П×t_П,

где G_АП – расход апатита, кг/ч; c_П – теплоемкость пульпы, кДж/(кг×К); t_П – температура пульпы, идущей на фильтрацию, °С.

Рассчитать удельную теплоемкость пульпы по формуле, кДж/(кг×К):

C_П = с_Ж×х_Ж с_ТВ×х_ТВ,

где с_Ж – теплоемкость жидкой фазы в пульпе; х_Ж — массовая доля жидкой фазы в пульпе; с_ТВ – теплоемкость фосфогипса; х_ТВ — массовая доля твердой фазы в пульпе. Условно принять, что жидкая фаза представляет собой раствор фосфорной кислоты, а твердая – фосфогипс, тогда с_Ж можно определить по формуле (14).

12. Рассчитать физическую теплоту Q₉ газов, покидающих экстрактор. Газы, покидающие экстрактор, содержат (без учета испарения водяных паров) HF и воздух. Физическая теплота газов, покидающих экстрактор, рассчитывается по формуле (15).

13. Рассчитать физическую теплоту циркулирующей пульпы Q₁₀, поступающей из экстрактора в вакуум-испаритель для охлаждения по формуле:

Q₁₀ = G_Ц.П×c_Ц.П×t_Ц.П.

14. Рассчитать потери теплоты в окружающую среду Q₁₁.

15. Рассчитать общий расход теплоты: Q_РАСХ = Q₈ Q₉ Q₁₀ Q₁₁.

16. Найти из условия теплового баланса х. Пересчитать Q₆, Q₁₁, Q_РАСХ.

17. Составить таблицу теплового баланса экстрактора на часовую производительность.

18. Сделать выводы.

Дата добавления: 2022-04-18; просмотров: 45; Нарушение авторских прав

Процессы получения сложных удобрений из фосфорной кислоты можно разделить на 3 типа:

1) Процессы двухступенчатой аммонизации, в которых вначале аммонизируется фосфорная кислота до МАФ. Затем полученный раствор для выравнивания мольного отношения N : Р₂О₅ смешивается с плавом нитрата аммония до карбамида и аммонизируется газообразным аммиаком до ДАФ. Доаммонизация осуществляется в аммонизаторе-грануляторе, в который одновременно подаются КСl и ретур. Поскольку процесс требует большого количества ретура (3,5-10- кратного), то доаммонизация осуществляется в тонком слое на поверхности гранул.

2) Малоретурные процессы, в которых получение пульпы необходимого состава осуществляется в реакторах, а грануляция и сушка совмещаются в сушилке типа РКГС (с распылением и кипящим слоем материала сушилка-гранулятор). В этом аппарате пульпа распыляется форсунками на завесу падающих гранул или просто в объем, в котором происходит высушивание капель и формирование гранул. Отношение количества ретура к количеству продукта для этой схемы от 0,3 до 1.

3) Расплавные процессы – в которых нейтрализуется смесь кислот с использованием теплоты нейтрализации. Затем полученный раствор выпаривается до состояния плава под вакуумом в выпарных аппаратах, смешивается с КСl и гранулируется в башне и в барабанных грануляторах (в этом случае в гранулятор поступает ретур и КСl). По этой схеме получаются очень прочные стекловидные гранулы.

Сущность производства сложных удобрений из ЭФК заключается в нейтрализации фосфорной кислоты аммиаком и затем в добавлении к полученным фосфатам аммония нитрата аммония и хлорида калия с целью получения тройных удобрений, уравновешенных по содержанию азота, Р, К. Если хлорид калия не добавляется, на основе Фосфорной к-ты получают двойные азотно – фосфорные удобрения. При нейтрализации фосфорной кислоты аммиаком образуются моно-, ди- и триаммонийфосфаты:

Н₃РО₄ (ж) NH₃ (г) = NH₄H₂PO₄ (тв), ∆H=-133,67кДж;МАФ (дигидрофосфат аммония)

Н₃РО₄ (ж) 2NH₃ (г) = (NH₄)₂HPO₄ (тв), ∆H=-210,45кДж;ДАФ (гидрофосфат аммония)

Н₃РО₄ (ж) 3NH₃ (г) = (NH₄)₃PO₄ (тв), ∆H<0 кДж.ТАФ

В производстве сложных удобрений фосфорную кислоту нейтрализуют аммиаком до моно- или диаммонийфосфата. На основе моноаммонийфосфата получают азотно – фосфорное удобрение аммофос, а при нейтрализации кислоты до диаммонийфосфата – диаммофос. Для производства удобрений с более высоким относительным содержанием азота, чем в моно- или диаммонийфосфате, к фосфатам добавляют чаще всего плав ам. селитры (или азотную кислоту и аммиак). Такие фосфорные удобрения наз-ся нитроаммофос (на основе МАФ) и диаммонитрофос (на основе ДАФ). Если в состав подобных удобрений входит хлорид (или сульфат) калия, тройные удобрения называют нитроаммофоска и диаммонитрофоска. Технологические схемы производства сложных удобрений включают операции выпаривания растворов или сушки продуктов, гранулирования, сортировки гранул по размерам, охлаждения, опудривания и омасливания гранул. Различия в схемах зависят от условий нейтрализации кислоты аммиаком, от способов удаления воды из растворов для получения твёрдых удобрений и от способов образования гранул. Выбор вида и марки азотнофосфорных удобрений базируется на физико – химических свойствах фосфатов аммония.

МАФ представляет собой устойчивую соль хорошо растворимую в воде. Cоотношение N:Р₂О₅=5,1

Говорит о преобладании Р. Т-ра плавл-ия 190,5⁰С. ДАФ хорошо растворимая термически нестойкая соль. При нагревании до 70 град.С легко разлагается с потерей аммиака: (NH₄)₂HPO₄ (тв) → NH₄H₂PO₄ (тв) NH₃ (г). При растворении в воде частично гидролизируется:

(NH₄)₂HPO₄ (кр) Н₂О(ж)=NH₄OН (р) NH₄H₂PO₄ (р).

МАФ представляет собой кислую среду (рН=4,4), ДАФ (8,0)и ТАФ (9,4) – щелочную. МАФ и ДАФ мало гигроскопические соли. Гигроскопич. точка чистого МАФ при 50 град. С=88%, при 15-97%.

ТАФ неустойчив и разлагается при 30 – 40град. С. с выделением аммиака, поэтому несмотря на хорошую сбалансированность азот и фосфор в качестве удобрения не применяется. При нейтрализации фосфорной кислоты аммиаком величина рН возрастает по мере связывания водородных ионов при полном связывании первого иона (М=1 (М.О. аммиак: фосфорная кислота) рН=3,5) при полном связывании М=2 рН=8,2. Минимальной растворимостью обладают индивидуальные соли МАФ и ДАФ, поэтому пульпу при М=1 и низких Т перекачивать сложно из-за возможности выпадения МАФ в осадок. Т существенно увеличиает растворимость солей.

Физико-химические особенности

На рисунке показаны изотермы растворимости в системе аммиак – фосфорная кислота – вода при 25 и 75 ºС.

Дата добавления: 2022-04-18; просмотров: 26; Нарушение авторских прав

При этом концентрация фосфорной кислоты должна быть выше, чтобы в твердую фазу выделилось больше соли. Из рис. следует, что наибольшее выделение МАФ в твердую фазу достигается при осуществлении процессса по лучу АВ. При нейтрализаци фосфорной кислоты ( 40 % Н3РО4) выход кристаллов даже при 25 ºС невелик, система в т.С. При нейтрализации концентрированной ФК (75% Н3РО4) состав системы соответствует т.Д и количество, образовавшейся твердой фазы велико даже при температуре массы выше 75 ºС. Этому способствует и испарение части воды за счет теплоты экзотермической реакции. В производстве аммофоса применяют ЭФК, загрязненную примесями, поэтому в ходе нейтрализации кислоты аммиаком при рН >= 3 выделяются средние фосфаты железа и алюминия, дикальцийфосфат, магнийалюминийфосфат, гипс, фторидные и фторселикатные соли. При аммонизации ФК образуются кислые суспензии, содержащие кристаллы фосфатов аммония и соосаждающиеся примеси, а т/ж свободную ФК и воду. Количество и состав компонентов суспензии непрерывно меняется по мере поглощения аммиака и повышения температуры, меняются и свойства суспензии – рН, вязкость, текучесть, растворимость твердой фазы и др. Равновесное давление аммиака над насыщенным водным раствором зависит от молярного отношения NH3: Н3РО4. От этого отношения зависит и рН, по которому ведут регулирование процесса.

66 ВОПРОС. ОСНОВНОЕ ОБОРУДОВАНИЕ СТАДИЙ НЕЙТРАЛИЗАЦИИ, ГРАНУЛИРОВАНИЯ И СУШКИ ПРИ ПОЛУЧЕНИИ ФОСФАТОВ АММОНИЯ: СТРУЙНЫЙ РЕАКТОР, САИ, АГ, СБ, БГС.

Аппаратурное оформление процесса нейтрализации H₃PO₄

Следует отметить, что в последние годы успешно внедряется новый тип для нейтрализации H₃PO₄ аммиаком- струйный трубчатый реактор, другое его название-смеситель. Ранее для этого использовался скоростной аммонизатор –испаритель САИ:

Рис.7.Скоростной аммонизатор-испаритель САИ. 1-корпус;2-сепаратор;3-брызгоуловитель;4-циркуляционная труба.

Рис.8.Трубчатыйт реактор.1-корпус;2-сопло;3-водяная рубашка.

Размеры: диаметр=0,15-0,25м; длина=0,7-2,0м.

Трубчатый реактор устойчиво работает на конц. к-тах (47-52% P₂O₅) при аммонизации до молярного отношения NH₃ : H₃PO₄ =1 и выше. Давление в реакторе 0,2-0,3 МПа , t=130-150ºС, а при использовании полифосфорных кислот до 360ºС. Энергия реакции расходуется на перемешивание в аппарате, а при выходе из него на диспергирование жидкости и испарение воды.Следовательно исключается насос для подачи и разбрызгивания пульпы в гранулятор. Время реакции с H₃PO₄ составляет не более 0,1 с.

Показатели работы аммонизаторов фосф.кислоты.

Гранулирование и сушка аммофоса.

Нейтрализованная пульпа из трубчатого реактора поступает в аппарат, в котором происходит гранулирование аммофоса и его сушка. Он называется барабанный гранулятор-сушилка (БГС). Аппарат разработан НИИхиммаш. Аппарат БГС имеет 3 зоны: сушки, гранулирования и досушки гранул. Пульпа фосфатов аммония пневматическими форсунками диспергируется в зоне сушки, там же при помощи специального устройства создается завеса из высушенных частиц готового продукта. Капли пульпы взаимодействуют с частицами продукта, увеличивая их размер. Проходя от факела форсунки до завесы, пульпа концентрируется за счет тепла нагретых газов и далее происходит окончательное высушивание продукта. Сушка является завершающей стадией при формировании структуры гранул. При сушке из жидкофазного связующего удаляется влага, что приводит к интенсивной кристаллизации твердых компонентов внутри гранулы. При этом образуются новые фазовые контакты и кристаллические спайки между отдельными частицами гранул. В результате с уменьшением влажности такие физ-мех.свойства удобрения как прочность, слеживаемость и гигроскопичность значительно улучшаются. При высушивании гранул минеральных удобрений применяется конвективная сушка. При этом тепло от теплоносителя (топочных газов) передается непосредственно высушиваемому материалу. Топочные газы получают при сжигании в топке природного газа или мазута. Требуемая темп-ра теплоносителя 180-600°С достигается за счет разбавления топочных газов вторичным воздухом, поступающим за счет загрязнения в сушильной установке. Длительность процесса сушки определяется следующими основными факторами:

-величина начальной и конечной влажности материала, его темп-ра;структурой материала и видом связи влаги с ним; размеры частиц высушиваемого материала;параметры теплоносителя (темп-ра, скорость подачи, влагосодержание).

Среднее время пребывания гранулированных удобрений в сушильном барабане составляет 20-40 мин. Приведем показатели процесса в БГС при получении аммофоса из апатита.

Габариты аппарата БГС: D*L = 3,5х16;производительность, т/ч = 16,5;влажность пульпы на выходе, % = 15-20;влажность гранул на выход, % = 1,0-1,5;температура сушильного агента, °С: на входе в БГС = 500-600; на выходе из БГС = 105-110;кратность ретура = 0,5-1;удельная производительность по продукту, кг/м³*ч = 108.

Аммонизация и гранулирование ДАФ и NPK удобрений.

Такие удобрения получают с использованием на второй ступени аммонизатора-гранулятора (АГ) вместо аппарата БГС при получении аммофоса. Этот аппарат совмещает функции нейтрализации пульпы и гранулирования продукта. АГ нашел широкое распространение в технологических схемах. Процесс гранулирования в АГ основан на использовании пульпы в качестве связующего. При этом в результате кристаллизации солей на поверхности гранул ретура происходит увеличение их размера и окатывание. Аппарат АГ отличается высокой производительностью, до 50 т/ч.Совмещение стадий аммонизации и гранулирования в одном аппарате позволяет ввести в удобрения значительное количество азота, использовать теплоту нейтраллизации для гранулирования и сушки продукта, а также уменьшить производственную площадь и число единиц оборудования. Аппараты АГ могут быть эффективно использованы только при применении неконцентрированной фосф.кислоты. В противном случает резко возрастает ретурность процесса.

Сушка ДАФ и NPK удобрений.

Из АГ гранулы удобрения с влажностью 1,7-2,5% поступают на высушивание до влажности не более 1,5%. Для сушки таких удобрений обычно применяется сушильный барабан СБ, иначе барабанная сушилка. СБ представляет собой цилиндр (длина 35м, Д = 4,5м). Установленный под углом 2-4 ° и вращающийся со скоростью 3-5 об/мин. Внутри барабана имеется насадка, с помощью которой, высушиваемый материал перемещается по пространству сушилки. Это способствует равномерному обтеканию высушиваемого материала теплоносителем и интенсифицирует процесс сушки. Теплоноситель движется прямотоком по отношению к материалу. Основное количество тепла от теплоносителя к поверхности материала передается конвекцией. Некоторое количество тепла передается за счет теплопроводности от нагретых внутренних устройств аппарата к материалу.

Дата добавления: 2022-04-18; просмотров: 18; Нарушение авторских прав

В расходный бак фосфорной к-ты 1 подается упаренная фосфорная кислота 52-54% Р2О5 и серная кислота 93%, при этом на 340 м³ ЭФК дозир 3-5 м³ серной кислоты. Сюда же подается частич нейтрализовання ЭФК из системы малой и большой абсорбции. Мольное отношение NH3:ФК=1,05-1,25 В результате смешения к-т в (1) конц-я Р2О5 составляет 38-48%. Раст-р из (1)

при тем-ре 50-70 град. С насосом подаётся в трубчатый реактор (3). Суда же подаётся жидкий NH3. Дав-ние в трубчатом реакторе поддерживается на уровне 0,3 МПа. В результате реакции нейтрализации образуется пульпа с такой текучестью чтобы её можно было транспортировать самотёком из трубчатого реактора в аппарат БГС. В результате экзотермических реакций нейтрализации, проходящих в адиабатическом режиме пульпа имеет влажность 13 – 20 %. Кроме того, она содержит непрореагировавший аммиак, пары воды, фторсоединения и с тем-рой 120-160 самотеком поступае в БГС (6). На входе в БГС пульпа распыляется за счёт собственного давления падающего на завесу из мелкодисперсного ретура. При распылении вследствие резкого увеличения пространства происходит отделение от пульпы аммиака, паров воды, фторсоединений. В аппарате БГС совмещается процесс гранулирования методом окатывания и процесс сушки. БГС – гориз цилиндр длиной 22м, диаметром 4м, частотой вращения 3-5 об/мин. При этом аппарат имеет угол наклона в сторону выгрузки 3град. Ап-т раб-т под давлением 10-50 Па на входе. Это позволяет достичь устойчивой работы топок, что важно с т. з. безопасности технологического процесса. Для сушки из топки (5) подаются топочные газы с Т= 350-400 гр в объеме 20000-25000 м3/ч.в результате сушки влажность гранул на выходе из БГС 1,5%, Т гранул=90-95 град С. Гранулы Из БГС элеватором 7 подаются в грохот 8, откуда товарная фракция 1-6 мм пост в аппарат »КС (9). В холодильнике гранулы охлаждаются атмосферным воздухом, подав-м вентилятором 11 до тем-ры 65град С. Охлаждённые гранулы под-ся на конвеер 13, где обрабатываются маслом (расход 3л на 1т аммофоса). Мелкие гранулы менее 2мм из (8) возвращаются в БГС (6) в качестве ретура, а крупная фракция более 6 мм из (8) подаётся на дробилку (10) и далее через элеватор (7) возвращается в грохот (8). Отходящие газы из БГС, воздух из (9), аспирационные газы из (1) перед выбросом в атмосферу очищают от пыли аммофоса, аммиака, фторсоединений очищают в системах большой и малой абсорбции. ПГВС выход из БГС и отвод-ся на очистку в пенный аброрбер 16. Он орош-ся фосфорной кислотой из сборн абсорбц рас-ров 15. Очищ-й от NH3 газ напр в брызгоул-ль 17, кот орош-ся водой из сборника 19. В сист мал аб-и пост возд-х из хол-ка 9, сод пыль ам-са и аспирационные отсосы бак аппар-ры, здесь очистка происх подобно сист бол аб-и. Объедин газ потоки бол имал аб-и выбр-ся венлил-м в атмос-ру ч/з выхл трубу 205м.

Согласно ТУ 2186 – 22 – 00203648 – 97 к аммофосу экстра предъявляются следующие требования:

Дата добавления: 2022-04-18; просмотров: 18; Нарушение авторских прав

Технологическая схема производства диаммонийфосфата

Удобр-е ДАФ сост из 85-90% диам-са и 10-15% ам-са. Оно менее расп-но из-за сложн технологии. Для пр-ва ДАФ пригодна только ЭФК из аппатита. Тех сх. В трубчатых реакторах 3 (2шт) подается жид NH3 и частично нейтр-ая ЭФК с добавлением серной кис-ы из сборника 1. Температура смеси сост 50 гр. Сер к-та дозир-ся 25 м3 на 340 м3 ЭФК. Из тр реак вых пульпа с мол отн NH3:ФК= 1,45, влажн 10-15% и t = 130-170гр. Пульпа подаётся в аммонизатор-гранултор (АГ) и распыливается на завесу ретура. АГ раб под разряж 20Па. Для продолж-я нейтр фосфорную кислоту в АГ под-ся жид NH3. Из АГ выход пульпа с мол соот 1,7-1,85, влаж 2,5% и темп 90гр и напр в сушильный барабан. В СБ потоки пульпы из АГ и тр реак 4 смеш-ся и суш-ся топоч газами, подав-ми из топки 5. СБ раб под разряж. Потоки могут подав-ся раздельно. Из СБ вых-т гранулы ДАФ с мол отн 1,7-1,85, влажн 1,5 % и 90град, кот-ый элеватором (10) подается в классификатор 11. Товарная фракция подается в холод-к »КС». Готовый продукт обрабатывается маслом и напр-ся на склад. Мелкие гранулы и продукт из дробилки , а т/ж пыль ДАФ из циклонов подается на конвеер 15. Газы, образующиеся в процессе очищаются от пыли ДАФ и направляются на абсорционную очистку.

Абсор-р большой абсорции орошается частично нейтрализованной фосфорной кислотой из сборника 22. Далее газ проходит брызгоуловитель и выбрасывается в атм-ру. Вода из брыз-ля сбрас-ся в сборник очищенных стоков 26. Паро-газовая смесь из трубчатого реактора 3 вместе с пульпой поступает в АГ. Эта смесь в АГ объединяется с подсас-м воз-м, в рез-те образуется газо-возд смесь, которая направляется в сист малой абсорбции. Газ из системы малой аб-и напр в брызгоул-ль 30 и выбр-ся вентил-м 33 в атмосф ч/з выхл трубу 200м.

ОХТ

1. Привести расчет величин ΔН и ΔG для I ступени паровой конверсии природного газа.

Первая ступень паровой конверсии ПГ протекает по реакциям:

СН₄ Н₂О = СО 3Н₂ DН = 206 кДж (1)

СН₄ СО₂ = 2СО 2Н₂ DН = 248 кДж (2)

СО Н₂О = СО₂ Н₂ DН = -41 кДж (3)

Тепловой эффект реакции находится как разность между стандартными энтальпиями продуктов реакции и исходных веществ с учетом стехиометрии:

где — тепловой эффект реакции при стандартных условиях (Т = 298 К; р = 101325 Па), кДж; — стандартная мольная энтальпия образования вещества, кДж/моль, табл. значения; n_i и n_j — стехиометрические коэффициенты в уравнении реакции при исходных и конечных веществах. Энтальпия простых веществ равна нулю.

Энтропия химической реакции находится как разность между стандартными энтропиями продуктов реакции и исходных веществ с учетом стехиометрии:

Энтропия простых веществ не равна нулю.

Энергия Гиббса определяется разностью между энтальпией H и произведением энтропии S на термодинамическую температуру Т.

Характер изменения энергии Гиббса позволяет судить о принципиальной возможности осуществления процесса. При DG<0 – процесс идет в прям направлении, DG>0 – процесс идет в обратном направлении, DG=0 – устанавливается равновесие.

№2. Дать полную характеристику трубчатой печи, как реактору паровой конверсии природного газа. Материал трубчатой печи.

1) по хар-ру пр-са: обратим, равновесн.

2) по фаз сост-ву: гетерог каталитич.

3) по тепловому эфф-ту в трубном пространстве – эндотермич ,межтрубном — экзотермич.

4) по Т — высокотемпера-й.

5) по Р – повыш.

6) по степ перемеш-я –РИВ(реактор идеал вытеснения).

7) по Т режиму: адиабатический.

8) по времени – непрерыв .

Материал – жаропрочная легирующая сталь Х20Н25С2.

№3. Ускоряющее действие катализаторов в результате изменения реакционного пути для эндо- и экзотермич-х р-ий.

Катализ — избирательное ускорение одного из возможных термодинамически разрешенных направлений химической реакции под действием катализатора(ов), который многократно вступает в промежуточное химическое взаимодействие с участниками реакции и восстанавливает свой химический состав после каждого цикла промежуточных химических взаимодействий. Кt – в-во, кот-е ускоряет протекание реакции, идущие с малой скоростью. При отсутствии кt-ов наиболее эффективным фак­тором, служащим для повыш-я скорости хим. р-ии, явл-ся темп-­ра: чем выше темп-ра, тем больше активных столкновений, тем больше скорость хим-го взаим-вия в-в.

Но для обратимых экзотермических реакций увел-ние темп-ры снижает выход продуктов р-ции (принцип Ле-Шателье). Это противоречие разрешается прим-нием кt-ов. Последние при данных температурных условиях, не оказы­вая никакого влияния на выход продуктов реакции, очень силь­но изменяют ее скорость (как прямую, так и обратную). Сле­д-но, чем > кt ускоряет р-цию, тем > произв-ть апп-та при той же т-ре.

Кt-ры бывают положительные и отрица­тельные(ингибиторы): 1-е увел-ют скорость р-ции, 2-е умен-ют. На ско­рость р-ции сильное влияние оказывает природа самого кt-ра, его структура, добавки к нему (акти­ваторы) и т. Д. Кроме того, состав реаг-щих в-в, посторонние примеси в них и т. п. также сильно влияют на каталитическую способ­ность данного Кt-ра.

Мех-м пр-сса без Кт: А В=[AB]^* — промежут-е нестойкое соед-ие.

Мех-м пр-сса с Кт: А В Кт=[A…B…Кт]^*=AB Кт

1) кт-р ускоряет только термодинамически возм-ые для протекания р-ции. 2) не влияет на состоя-е равн-я, ускоряет и прям и обрат р-цию. 3) при гетерог катализе Кт и реагенты нах-ся в разных фазах, а р-ция идет на пов-ти раздела фаз (внутри кт-ра).4.) Проявление каталитического действия выражается в умен-ии энергии активации Еа предэкспоненциального множителя ko под влиянием Кт 5) кт-р участвует в образ-и промежуточ прод-в, изменяет число стадий, кажд имеет свою Еа, но макс-ная из них не превышает Еа при некаталитеч-ом протекании р-ции. Он умен-ет Еа и k0, а чем < Еа тем больше ск-ть.

Чем < Еа,тем < Т пр-са, т.е практич позволяет вести пр-с при более низ т-рах.

Кинетическое ур-ие в общем виде:

аА вВ=dD

r=K*C^a_A*C^b_B ; ,без Кт: К=k₀*e^—Ea/RT; с Кт: К=k₀*e^—Eakt/RT

След-но, Еаkt<Ea, значит константа скорости реакции с Кт> чем без него.

№4. Дать полную характеристику конвертору монооксида углерода, как реактору. Материал конвертора.

СО Н₂О ↔СО₂ Н₂ 41.70кДж

1)по хар-ру пр-са в апарате: обратимая; равновесная

2) по фаз составу: гетерог.-каталитический (обязательное присутствие Kt —

для 1 ступ примен-ют среднетемпер-ый Fe-Cr , на 2 ступ низкотемпер-ый Zn-Cr-Cu Kt.)

3) по тепловому эф-ту: экзотермич.

4) по темп-ре: среднетемп-й. (темпер-ра 1ступ=480-530°С, темп-ра 2 ступ=400-450°С)

5) по давл-ию: (3,3Мпа) – повыш.

6) по гидро-динам-ой структуре (по степ перемеш-я): РИВ (реактор идеал вытеснения)

7) по темпер-ому режиму: ап-ат работает в адиобатич-ом режиме

8) по режиму работы: непрерыв.

Материал—сталь легирован хром, никель, титан.

Задача: Равнов-е реакции конверсии СО:

lgК=2485,5/Т 1,565*lgТ-0,066*10^-3*Т 0,207 *10⁵/ Т² –6,946.

Напишите эту р-цию, рассч-те К при 400гр.

Расчет: СО Н2О«СО2 Н2О, Н = -41. Т=400 273=673 К. lgК = 1,0829Þ К=12,103.

№5. Дать полную характеристику абсорберу и регенератору, как реакторам очистки конвертированного газа от диоксида углерода. Материал реакторов.

Характеристика абсорбера как реактора очистки конвертированного газа от диоксида углерода:

1) по характеру пр-са — обратимый, равновесный пр-сс;

2) по фазов состоянию — гетерогенный (г-ж);

3) по тепловому эффекту — экзотермич. р-ция;

4) по темп-ре — низкотемпературный;

5) по давлению — повышенное (2,8 МПа);

6) по гидро-динам-ой структуре (по степ перемеш-я) реактор идеального вытеснения (РИВ);

7) по темпер-му режиму – политермический в целом. Если тарельчатый, то на тарелках – изотермич, если насадочный, то на насадке — адиабатич;

8) по режиму работы — непрерывный.

Материал — углеродистая сталь.

Характеристика регенератора как реактора очистки конвертированного газа от диоксида углерода:

1) по характеру пр-са — обратимый, равновесный пр-с;

2) по фазов состоянию — гетерогенный;

3) по тепловому эффекту — эндотермич. р-ция;

4) по темп-ре — низкотемпературный;

5) по давлению — повышенное;

6) по гидро-динам-ой структуре (по степ перемеш-я) реактор идеального вытеснения (РИВ);

7) по темпер-му режиму политермический.

Материал – низколегированная сталь 16ГС.

№6. Влияние Т и Р на скорость и степень превращения обратимой экзо-й р-ии с-за NH3. ЛОТ.

Синтез аммиака из N2 и Н2: N2 3 Н2«2NH3, Н= — 92 относ-тся к числу равнов-х обратимых реакций, протекающих с выделением тепла и уменьш-м объема. Согласно принц Ле-шателье, равновесие реакции синтеза аммиака смещ-ся вправо с повышением Р и понижением t. Синтез NH3 без примен-я кат-ра даже при высок t протек-т медленно. В произв-х услов-х для получ-я требуем-й скор-ти реакции синтез NH3 ведут при t-х не ниже 400-500гр и при участии твердых кат-в.

Скор-ть обратим-й реакции синтеза ам-ка опис-ся урав-ем: U=k*Р³_H2Р_N2 Для увелич-я скор-и необходимо ­ k и Р. Константа скор-ти реакции k опис-ся уравнением Аррениуса: k=k0*e^—E/RT. Из анализа ур-я видно, что с ­ Т (даже незначительно) возрастает конст ск-ти. Для выбора оптимал условий проц-са необх-мо совместно учит-ть кинетику и равновесие.

Т.о. для реакции синтеза NH3 установлены след-е зав-ти:

Кривая U=f(T) построена из условия, что степень превращения Х во всем диапазоне изменен-я тем-р явл-ся постоянной. Если с измен тем-ры меняется степень превращ-я Х (пример — синтез аммиака), то получаем серию кривых в координатах U и T. ЛОТ – линия, связ-я максимумы отдельных кривых. Оптимал-ми наз-ся темпер-ры, при кот обеспеч-ся максим-ные ск-ти проведения ХТП для достижения заданных степеней превращ-я.

Критерием оптимизации служит максим-я ск-ть реакции или макс-ная степень превращ-я.

№7. Стадии гетерогенного катализа, область протекания процесса.

Стадии гетерогенного катализа:

1) диффузия реагирующих веществ из ядра потока к поверхности зерен катализатора;

2) диффузия реагентов в порах зерна катализатора;

3) активированная адсорбция (хемосорбция) веществ на поверхности катализатора с образованием поверхностных непрочных хим. соединений – активированных комплексов: реагенты — катализатор;

4) перегруппировки атомов с образованием поверхностных комплексов: продукт — катализатор;

5) десорбция продукта с поверхности;

6) диффузия продукта в порах зерна катализатора;

7) диффузия продукта от поверхности зерна катализатора в ядро потока.

Общая скорость гетерогенного каталитического процесса определяется относительными скоростями отдельных стадий и может лимитироваться наиболее медленной из них. Иногда наиболее медленной стадией является оказывается одно из химических взаимодействий на поверхности катализатора, а иногда диффузионные процессы.

В зависимости от определяющей стадии различают каталитические процессы, происходящие в кинетической, внешнедиффузионной и внутридиффузионных областях. Область протекания процесса.

В кинетической области константа скорости процесса не зависит от коэффициентов диффузии. В кинетической области протекают процессы на малоактивных катализаторах с малыми размерами зерен и крупными порами при турбулентном режиме потока реагентов и при сравнительно низких температурах. Увеличение скорости каталитических процессов в кинетической области достигается повышением температуры. Общая скорость процесса определяется соотношением скоростей 3-5 стадий катализа.

Во внешнедиффузионной области (лимитирует 1 и 7 стадия) скорость процесса определяется коэффициентами диффузии реагентов и продуктов реакции. Во внешнедиффузионной области протекают процессы на высокоактивных катализаторах, обеспечивающих большую скорость хим. р-ций. Для ускорения применяют высокие линейные скорости потока реагентов, т.е. создают турбулизацию потока.

Во внутридиффузионной области общая скорость процесса лимитируется скоростью диффузии реагентов (продуктов) в порах зерен катализатора. Эта область характерна для проведения катализа в фильтрующем слое катализатора. Можно ускорить уменьшением размера зерен катализатора и увеличением радиуса пор. Однако при увеличении размеров пор уменьшается их количество и внутренняя поверхность → надо находить оптимальную структуру, при которой поры достаточно широки для полного использования внутренней поверхности при выбранном размере зерен.

Дата добавления: 2022-04-18; просмотров: 8; Нарушение авторских прав

Стадии гетерог катализа:1) дифф-я исх в-в из ядра потока к пов-ти Kt, 2) адсорбция исх в-в на пов-ти Kt, 3) диф-я исх в-в в порах зерна Kt,4) хим р-я. 5) перегрупп-вка атомов поверх-ого соед-я с образованием продуктов р-ции, 6) дифф-я прод-в р-ции с внутренней пов-ти катализ-ра к его внешн пов-ти, 7) диф-я продуктов р-ции в ядро потока. 4NH3 5O2 = 4NO 6H2O, -904.

Общепр-ым Kt –ом явл-ся Pt.Процесс конт-ого окисл NH3-я начин со стадии активированной адсорбции на пов-и Kt с образов-м промеж соедин O – Kt – O, после чего происх активир-ая адсорбция NH3, требующая меньшей энергии актив. В процессе обр-ся переходный комплекс О – К – О — NH3. Согласно адсорбционно-химической теории кат-за, процесс окисл-я предст-ся след-им образом. Кислород и NH3 диффундируют из газ-й смеси к пов-и Kt. При стех-ом соотнош-и О2: NH3=5:4 скорость процесса опред-я дифф-й кислорода и NH3 к пов-и Kt. Вследствие выс-й темп-ы конт-я ковалентная связь м-у атомами этих газов осл-на, в рез-е чего обр-я пероксидный комплекс Kt – кислород. В последующей стадии актив-ой адс NH3 обр-я новый Kt-кислород- NH3.Далее происх перерасп-е элект-ых связей, и атом азота и водорода соед-я с кисл-ом: 4NH₃ 5O₂=4N₂ O₂ 6H₂O.Адсорбированный кисл-д не входит в каталит-ю решетку Pt, незнач-ое его количество нах-ся в растворенном сост-ии,часть адсорбированного кисл-да образует с Pt-ой непр-е связи. В рез-те возн-ет комплекс Kt-кисл-д. Молекулы NH3 также подверг-ся актив-й адс, причем выс-ое химическое сродство водорода к кисл-у ориентирует NH3 к пов-ти Kt-а атомами водорода.Проис-т перераспр-е элек-ых связей, причем с кисл-ом комплекса реаг-ет как водород с обр-еv воды,так и азот NH3-а с образ-ем оксида азота.Поск-у эти соед-я обладают меньшей адс-ой способ-ю, чем исх-е ингрид-ы, то они уносятся к пов-и Kt потоком воздуха. Для р-ии катал-ого окисл-я NH3 хар-ы зависимость скор-и от линейной скорости газа, незнач-я продолж-ть процесса (10-4 – 10-5) и неб-ая энергия активации(до 2,5 кДж/моль),что свойственно дифф-ым процессам. Время окисл-я τ и степень конверсии аммиака до NO α связаны след ур-м: lgτ = -0,107α 7,02*10-6 *α3. Наиболее важным условием ст-и контактир-я NH3 в NO явл актив-ть Kt-а ( Pt – Rh – J), завис от его состава, от характ-ки сеток и от условий их экспл-ции.

Задача1: Время окисл-я аммиака на платиноидном катал-ре при 900 гр сост-ло 8,34*10-5 с. lgτ = -0,107α 7,02*10-6 *α3. Рас-те вел-ну α. Реш-е: Величину α рассч-и методом подбора. lgτ = -4,08α -4,08= -0,107α 7,02*10-6 τ3. После подбора пол-м α = 96%, т.е. -4,08= -4,08. Задача 2: В контак апп-те прот-т р-ция: 2NH3 2,5 O2= 2NО 3Н2О, ΔН= -453,5 кДж при эт прореаг-о 40 кг аммиака. Какой V воз-ха пост-л при эт в конт апп-т, если его избыток сос-л 30%, ск-ко тепла выд-ось. Реш-е: 1) Объем прореаг-го аммиака: 40*22,08/17 = 51,95 м3.2) Объем О2, подан. в конт. ап-т: 51,95*2,5*1,3/2 = 84,42 м3. 3) Объем воз-ха сост-т: 84,42*100/21 = 401,9 м3. 4) Кол-во выдел-гося тепла: на 2*0,02208 м3 NH3 —— 453,5 кДж, а на 51,95м3 NH3 —- х кДж→ х = 533499,2 кДж.

10. Зависимость х = f(P) и х = f(T) для реакции окисления монооксида азота.

Р-ия окис-я NO в NO₂:

2 NO О₂ «2 NO₂, Н= -114.

Согл. Пр-пу Ле-Шателье

равнов-е обр. экзот-ой

р-ии смещ-ся в стор.

образ-я NO₂ при ­ Р (р-ия

идет с ¯ V) и ¯ Т. Пусть про-

исх-т изм. Т и при каждом ее

изм-и мен-я степ. превр.

Хар-р влия-я Р на изм. Х для

р-ии, идущей с ум.. объема

выглядит след образом:

Задача: Расчет степени окисл-я NO в NO2. Объемн. расход нитрозного газа через полый аппарат-окислитель (V=30 м3) сост-ет 55000 нм³/ч. Объемная доля NO в газе на входе в аппарат равна 2,6 %, а О – 4,0 %. Абс-е давл-е сост-ет 7 атм, а t=80 С. Рас-ть степ. окис. NO в рез-те прох-я НГ через окисл-ль и объем образов-гося NO₂.

Расчет:

1) 2 NO О₂ « 2 NO₂, Н= -114; Уравн-е для расчета степени окисл-я NO:

t* k* а²*Р² = (1). Вычисляем время пребывания газа в окисл-ом объеме, t (с). Для этого необх-мо рассчитать расход газа с учетом реал-го давл-я и темп-ры.

Испол-м ур-е Клапейрона: Þ

V = 1*55000*(273 80)/(273*7)= 10159,6 (м³/ч) = 10159,6/ 3600=2,822 (м³/с);

t=30 /2,822 =10,68 (с).

2)Конст-ту ск-ти при 80 С опред-ем из справ данных: k = (0,00292 0,00195)/2 = 0,002435 (1/%об²*с);

3) а=2,6/2=1,3 % об;

4) g=4/1,3=3,07.

11. Интерпретация зависимости превращения реагента от Т при протекании эндотермической и экзотермической обратимой каталитической реакции.

В соот-и с принц Ле-Шат-е, если на систему, наход-ся в равнов-ии воздейств-ть извне путем измения какого-либо условия определяющего полож-е равновесия, то в этой системе усилится такой процесс, течение которого ослабляет влияние произведенного воздействия. При этом полож-е равнов-я сместится в соотв-м направл-и. Если протек-т обрат экзотер-я реакц-я, то за счет выделяющегося тепла повышается температура реакционной смеси, равновесие сдвиг-ся влево и равнов-я конц-я целевого прод-та уменьшается. Для того, чтобы этого не произошло, необход-о отводить тепло. Для обратим эндотерм-й реакц-, протек-й с поглащ-м тепла необходимо наоборот подводить тепло.

Для обрат экзот-й реакции завис-ть Х=f(T) при некот времени t вначале возрастает, достиг-т макс-го значения, а затем снижается, поскольку процесс ограничен равнов-й степ превр-я. Кривая, соедин-я макс-мы, отражает зав-ть Х=f(T) и является ЛОТ. Она показ-т, что сущ-т температур-я послед-ть, обеспеч-щая макс-ю ск-ть процесса.

Для оратим-й эндотермич реакц-и вопрос о влиянии температуры решается однозначно. Отсутствие экстремум-в говорит об отсутствии оптимал тем-р, а за критерий оптимизации приним-т экономические факторы.

Дата добавления: 2022-04-18; просмотров: 7; Нарушение авторских прав

Разность температура в адиабат. реакторе находится из условий ТБ. Qприх. = Qрасх. Приход адиабат. реактора будет состоять из 1 теплоты: G*c*tн = G*c*tк ±q_p*C_A0*x*G

Где G – масса в-в, поступающих в реактор, кг; с – средняя теплоемкость в-в, поступающих в реактор, кДж/кг*К; tн – начальная температура в-в на входе в реактор; tк – конечная температура на выходе из реактора; q_p – теплота реакции; C_A0 – нач. концентрация реагир. в-ва А; х – степень превращения этого вещества. Условно можно принять что с = const.

Перенесем (G*c*tк) влево, тогда:

с* (tн — tк) = ±q_p*C_A0*x

с*Δt = ±q_p*C_A0*x

Δt =±(q_p*C_A0*x)/c

Определим разность температ. в адиабат. реакторе. Можно обозначить (q_p*C_A0)/c = λ, тогда

Δt =(tн — tк) = ±λ*х

Нарисуем графики зависимостей степени превращения х от t.

Если ΔН<0, то х↑, t↑ Если ΔН>0, то х↑, t↓

Из ур-я адиаб., изм-е Т на любом участке по оси потока пропорц-о степ. превр.: Δt=±l х, знак ур-я зав. от вида пр-са (экзо, эндо). Для экзот-х р-ий: 6NO 4NH₃ = 5N₂ 6 H₂O. ΔН= -1811; 6NO₂ 8NH₃ = 7N₂ 12 H₂O. ΔН= -2734: ур-е ад-ты: Δt = lх (1), где l — коэф-т адиабат-го изм. Т.

Граф. выр-е ур-я l=(q_P*C_o*β)/c= (q_P*C_N2)/c (2), где q_P — тепло р-ии на 1 m целевого пр-та, β – поправ-й коэф., выр-й отнош. m цел. пр-та (N₂) к m осн-го исх. в-ва (NO или NO₂), С-теплоемкость: С_О – концентрация основного исходного в-ва (NO или NO₂), С_N2 – концентрация продукта (N₂). Различ. наклон прямых из-за различ-х нач. конц-й NO_х. Причем С_АО2 > С_АО1, чем ниже С_АО, тем выше Х. (·) пересеч. с осью абсцисс соотв. Т зажигания Кт. Катализаторы: АВК – 10, АП – 2 (алюмопаладиевый).

14. Дать полную характеристику аппарата типа “кипящий слой”, рассчитать критическую скорость псевдоожижения.

КС исп-т для обжига, т-обмена, сушки, адс-и. В печах КС поверхность обжигаемых твердых частиц максимальна и полностью омывается газом, велика турбулентность двухфазной среды и мини­мальны диффузионные сопротивления, что повышает коэффициенты массо- и теплопередачи. Благодаря перекрестному направлению движения реагентов в этих печах обеспечивается высокая движущая сила и наибольшая полнота процесса, т. е. максимален КПД. Время контакта составляет в печах КС несколько секунд. Температурный режим печи КС изотермический, что облегчает управление процессом, происходящим в реакторе. Тепло реакции горения используется для выработки пара. Недостатком печей КС является высокая запыленность печного газа. Скорость, при которой нарушается не­подвижность слоя и он начинает перехо­дить в псевдоожиженное состояние, на­зывают скоростью псевдоожижения и обозначают через Wпс.

Начало псевдоожижения наступает при равенстве силы гидравлического сопротивления слоя, весу всех его частиц. Но в действительности пере­пад давлений в слое, соответствующий точке В, т. е. непо­средственно перед началом псевдоожижения (точка С), несколько больше величины, необходимой для поддержания слоя во взвешенном состоя­нии.

Это объясняется действием сил сцепления между частицами слоя, находящегося в покое. Когда скорость потока достигает значения Wпс, частицы преодолевают силы сцепления и перепад давлений становится равным весу частиц, приходящемуся на единицу площади ап-та. Линия СЕ – существование псевдоож-го слоя. Скорость уноса – ск-ть при кот. слой разрывается и нач-ся массовый унос частиц потока Wсв. Отнош-е рабочей ск-ти к ск-ти псевдоожижения – число псевдоожижения: К_П = W₀/ W_ПС. Характеризует интенсивность перемешив-я ч-ц. Для каждого конкретного процесса опред-ют оптимал. знач-е К_П, интенсивное перемеш-е ч-ц уже достиг-ся при К_П = 2. Условие создания КС: наличие скорости между W_СВ и W_ПС.

З-н Архимеда: начало псевдоожижения наступает при равенстве силы гидравлич-го сопрот-я слоя весу всех частиц. Критич-е знач-е Re0 при кот начин-ся псевдоожиж-е: Re_ПС = Аr/1400 5.22 (Ar)^1/2.

Ar = d³ ∙ ρ ² ∙ g (ρ ∙ m — ρ)/μ² ∙ ρ – завис-ть гидр-го сопр-я от факторов:ΔР = f(E, Ф, Re, H, d, ρ, W₀) ; Ф – фактор формы, Е – порозность, Н – высота слоя. Скорость псевдоожижения расч-т по формуле:

W_ПС = Re ∙ n ∙ c ∙ μ /(d ∙ ρ), ρ – плотность среды, кг/м³; d – эквивалентный диаметр, м; μ – динамический коэффициент вязкости, Па∙с.

Зная W_ПС мож. найти W₀; с пом. раб. скорости опред-т диаметр и др габарит раз-ры, и далее гидравл. сопрот. слоя.

Дата добавления: 2022-04-18; просмотров: 12; Нарушение авторских прав

Интенсификация достигается двумя путями: 1) улучшением конструкций машин или аппаратов; 2) совершенствованием техно­логических процессов в аппаратах данного вида. Интенсивность работы аппарата пропорциональна скорости процесса, поэтому, изучая кинетику технологических процессов, стремятся создать такую конструкцию аппарата и технологический режим в нем, которые обеспечили бы максимальную скорость процесса.

При разработке улучшенных или принципиально новых кон­струкций машин и аппаратов интенсивность химического процесса повышается (по сравнению с аппаратами старых конструкций) главным образом усилением перемешивания реагирующих компо­нентов и увеличением поверхности соприкосновения между вза­имодействующими веществами, находящимися в разных агрегат­ных состояниях (твердом, жидком, газообразном). Улучшение конструкций аппаратов часто бывает связано с механизацией и автоматизацией их обслуживания.

Основными технологическими путями интенсификации работы аппаратов данного вида являются повышение температуры, давле­ния и концентраций реагирующих веществ в сочетании с применением катализаторов и перемешиванием реагирующих масс.

Однако для ускорения некоторых процессов необходимо, наоборот, понижение температуры, применение вакуума и снижение концентраций веществ. Исходя из этого, в химической технике применяют самые различные параметры технологического режима: температуры от близких к абсолютному нулю до нескольких тысяч градусов; давления в производственных аппаратах бывают от почти аб­солютного вакуума до тысяч атмосфер. Возможность применения высоких температур и давлений часто ограничивается стойкостью конструкционных материалов, из которых изготовлена аппаратура, или разложением реагентов и, наконец, экономической эффективностью интенсифицирующих факторов. Следствием механиза­ции, автоматизации и перевода процессов с периодического на непрерывный режим.

16. ДАТЬ ПОЛНУЮ ХАРАКТР. КА, КАК РЕАКТОРУ ОКИСЛЕНИЯ ДИОКСИДА В ТРИОКСИД СЕРЫ. ОСНОВНЫЕ СТАДИИ ГЕТЕРОГЕННО-КАТАЛИТ. ПРОЦЕССА ОКИСЛЕНИЯ. ЗАВИСИМОСТЬ Х=F(Т) ДЛЯ РЕАКЦИИ ОКИСЛЕНИЯ И ДИАГРАММА Х-Т ДЛЯ ОКИСЛЕНИЯ SO2 В МНОГОПОТОЧНОМ КА.

Контакт ап-т . 1) по хар-ру пр-са: степ-ь превр-я 99,5-99,8% 2) по фаз сост-ю: гетерог. 3) по теп эф-ту экзо. 4) по т-ре высокотемпера-й. 5) по Р-ю 0,1 МПа– атм. 6) по степ перемеш-я – ид вытеснения. 7) по темпер-ому режиму: на полках – адиабатич 8) по времени – непрерыв

стадии процесса, 1) диф-я исх в-в из потока к внеш пов-ти кат-ра. 2) адс-я исх в-в на пов-ти кат-ра. 3) диф-я исх в-в в порах зерна кт-ра.4) хим р-я. 5) диф-я прод-в с внутр пов-ти зерна к его внеш пов-ти. 6) десорбция с внеш пов-ти зерна кат-ра. 7) диф-я в поток.

обжиг газ, очищ-й от примесей и осушенный поступает на стадию контакт-го окис-я SO2 по обратимой р-и so2 0,5О2= so3

Мех-м: при катализе оксиды калия превращ-ся в К2S2O7 а контакт м-са – пористый носитель, пов-ть пор кот смочена пленкой р-ра V2O5 в жидком пиросульфате калия, поэт кт-ры раб-ют как абс-ты и пр-с окис-я идет внутри слоя актив комп-та. В обл выс зн-й пов-ти р-я идет во всем объеме расплава из-за его малой вел-ы. Со сниж-ем пов-ти кат-ра толщина пленки расплава ув и ск-ть р-и лимитир-тся диф-ией газ комп-ов в объеме расплава.

Опт т-ра зав-т не только от х но и от состава г. 1 – 7% SO2 и 6% О2; 2-7% SO2 и 14% О2.

Доля SO2 в г 12%, при этом тепла мало и окаси-е м вести адиаб-и на неподвиж слоях. Д-ма х-t . На д-ме 4 динии: 1-равновес превр-е SO2, 2 – линия темпе-р Г на выходе из слоев, т-ра вых выбир-ся согласно правой ветви кривых на рис1. Т о чтобы ск-ть была 70-80% от макс-й. 4 – на вх. 3 – ЛОТ соответ-ая макс ск-ти окис-я в каждом слое. Т о макс-я ск-ть окисл-я наблюд-ся в середине каж слоя, конеч макс степ-ь превр-я на вых из послед слоя ограничив-ся равновесием соотвест-им мин-й т-ре при кот кат-р сохраняет активность. При адиабатич ↑t до 600⁰С х достигает 0,73. Перед поступлением на 2-ой слой конт массы Г охлаж-ся в т/о, что на диагремме t-x соотв-ет участку прямой, ll-ой оси абсцисс. На каждом слое протекает адиабатический пр-сс, а в общем (в конт ап-те), он политропический. Для существующих кат-ров Хмах (без ДК/ДА) 98-98,4%. С Дк/ДА- 99,5-99,8%.

Дата добавления: 2022-04-18; просмотров: 5; Нарушение авторских прав