Разработка контактного аппарата окисления SO2 в SO3

КП-Окисление контактное.docx

МИНИСТЕРСТВО ОБРАЗОВАНИЯ РОССИЙСКОЙ ФЕДЕРАЦИИ
«Разработка контактного аппарата для окисления SO2 в SO3»
Пояснительная записка
Руководитель проекта (работы)
Теоретические основы процесса окисления диоксида серы5
1Механизм и кинетика окисления SO2 в SO35
2 Катализаторы окисления сернистого ангидрида в серный8
3 Аппаратурное оформление процесса14
Технологические расчеты18
1 Расчет материального баланса18
2 Расчет теплового баланса21
3 Конструктивные расчеты23
Список использованной литературы30
Разработка контактного аппарата для окисления SO2 в SO3
Состав газа на входе % об.
Температура - 4200 С
Количество - 100000 нм3ч
Контактным способом производится множество сортов серной кислоты в том числе олеум купоросное масло аккумуляторная кислота различающиеся концентрацией H2SO4 наличием иили концентрацией свободной SO3 степенью чистоты и т.д. [1-3].
Исходным сырьем для производства серной кислоты могут быть: природные минералы содержащие серу: самородная сера серный колчедан FeS2 цинковая обманка отходы других производств: сероводород H2S продукты обжига сульфидов цветных металлов [4-6].
Контактный способ производства серной кислоты включает следующие основные стадии. Сжигание серосодержащего исходного сырья с получением газообразного сернистого ангидрида очистку газа от вредных для катализатора примесей; контактное окисление сернистого ангидрида в серный; абсорбцию серного ангидрида разбавленным раствором серной кислоты. Главной стадией является контактное окисление SO2 в SO3 по названию которой именуется и весь процесс [7 8].
Рассмотрению особенностей этой стадии и посвящена настоящая работа.
Цель работы – разработать контактный аппарат для окисления сернистого ангидрида SO2 в серный SO3.
Поставленная в работе цель достигается путем:
- анализа литературных данных по кинетике процесса окисления и применяемым при этом катализаторам;
- рассмотрение возможного аппаратурного оформления процесса и выбор оптимального реактора;
- расчет теплового и материального баланса процесса окисления;
- конструктивный расчет аппарата.
Теоретические основы процесса окисления диоксида серы
1Механизм и кинетика окисления SO2 в SO3
В производстве серной кислоты контактным методом сернистый ангидрид окисляется по реакции [1]:
Окисление SO2 в SO3 в обычных условиях протекает крайне медленно. Для ускорения процесса применяют катализаторы.
Для осуществления реакции газ приводят в прикосновение с катализатором находящимся в стационарном или в псевдоожиженом состоянии.
Реакция окисления сернистого ангидрида экзотермична и обратима.
Степень превращения SO2 достигаемая на катализаторе зависит от его активности состава газа продолжительности контакта газа с катализатором давления и др.
Равновесная степень превращения зависит от соотношения SO2 и О2 в газе которое в свою очередь зависит от вида обжигаемого сырья и количества подаваемого воздуха. Чем больше введено воздуха тем меньше SO2 и больше О2 содержится в газовой смеси следовательно тем выше равновесная степень превращения.
Скорость реакции оказывает определяющее влияние на количество окисляющегося SO2 в единицу времени на единице поверхности катализатора и технико-экономические показатели процесса. Процесс стремятся проводить так чтобы скорость окисления SO2 а также степень его превращения были максимальны [3].
Механизм каталитической реакции окисления строится на изучение кинетики представлении об активном центре. Современные промышленные ванадиевые катализаторы имеют разнообразный и сложный состав: основной каталитически активный компонент – V2O5 структурообразующую основу и промоторы различающиеся по назначению. Каталитическая активность промотированных ванадиевых катализаторов в несколько сотен раз выше активности чистого оксида ванадия(V).
В настоящее время в промышленности используются ванадиевые катализаторы промотированные калием. Результаты рентгеноструктурного анализа и исследований плавкости системы показали что активным комплексным соединением здесь являетсяV2O5K2S2O7 которое при температуре процесса (больше 380 °C) находится в виде тонкой пленки расплава на поверхности пористого носителя [4].
Ванадиевые контактные массы в промышленных условиях эксплуатируются при температурах 400–600 °С. Это обусловлено оптимальным сочетанием высокой скорости процесса с максимальной равновесной степенью превращения.
На общую скорость процесса окисления SO2 в SO3 на катализаторе оказывают влияние внешне- и внутреннедиффузионные торможения. Влияние внешней диффузии незначительно ~3%. Внутренняя диффузия приобретает решающее влияние при высококонцентрированном сернистом газе. Уменьшить суммарное диффузное влияние позволяет [4-6]:
- увеличение скорости газа;
- уменьшение размера зерна катализатора.
Но это приводит к увеличению гидравлического сопротивления слоя. Его можно уменьшить применяя специальную форму гранул КМ например кольца для стационарного слоя катализатора.
Давление с точки зрения термодинамики и кинетики положительно влияет на скорость процесса и выход [7].
С понижением температуры и повышением давления контактируемого газа равновесная степень превращения Хр возрастает что согласуется с принципом Лe Шателье. В то же время при постоянных температуре и давлении равновесная степень превращения тем больше чем меньше содержание оксида серы (IV) в газе то есть чем меньше соотношение SО2 : О2. Это отношение зависит от вида обжигаемого сырья и избытка воздуха. Фактическая степень превращения оксида серы (IV) зависит от активности катализатора температуры давления состава контактируемого газа и времени контактирования.
Так как реакция окисления SO2 относится к типу экзотермических температурный режим ее проведения должен приближаться к линии оптимальных температур. На выбор температурного режима дополнительно накладываются два ограничения связанные со свойствами катализатора. Нижним температурным пределом является температура зажигания катализаторов составляющая в зависимости от конкретного вида катализатора и состава газа 400 - 440°С. Верхний температурный предел составляет 600 - 650°С и определяется тем что выше этих температур происходит падение активности катализатора.
Тепловой эффект реакции окисления в этом температурном интервале (400-700С) описывается уравнением [8]: Q = 101420 – 96T;
Константа равновесия:
где значения Кр в интервале 390-650С можно определить по уравнению [7]
а равновесная степень превращения
где - равновесные парциальные давления SО2 SО3 О2.
2 Катализаторы окисления сернистого ангидрида в серный
Процесс катализа рассматриваемой реакции слагается из стадий [1 5]: 1) диффузии реагирующих компонентов из ядра газового потока к гранулам а затем в порах контактной массы; 2) сорбции кислорода катализатором (передача электронов от катализатора к атомам кислорода); 3) сорбции молекул SО2 с образованием комплекса SО2Окатализатор; 4) перегруппировки электронов с образованием комплекса SО3катализатор; 5) десорбции SО3 и 6) диффузии SО3 из пор контактной массы и от поверхности зерен.
Открыты сотни веществ ускоряющих реакцию окисления SO2 но были применены в производстве лишь три лучших катализатора [4 6]: 1) металлическая платина (Pt); 2) окись железа (Fe2О3); 3) пятиокись ванадия (V2О5). На примерах действия этих катализаторов можно показать влияние понижения энергии активации и уменьшения порядка реакции на скорость процесса. Согласно уравнению 2SO2 + О2 2SО3 скорость прямой реакции гомогенного некаталитического окисления SO2 должна выражаться уравнением третьего порядка (порядок реакции n = 2 + 1 =3) [7]:
dC(SO3)d=k1C(SO2)2C(О2)
где C(SO3) C(SO2) C(О2) - текущие концентрации в данный момент.
И действительно эта реакция проходит крайне медленно вследствие малой вероятности столкновения трех молекул и очень большой энергии активации Е 280 кДжг-моль SО3.
На окисножелезном катализаторе (Fe2О3) скорость прямой реакции выражается уравнением
dC(SO3)d=kk[C(SO2)C(SO3)]15C(О2)
согласно которому порядок снижается до n = 15 + 1 = 25 а энергия активации составляет Eк = 160 кДжг-моль при высоких температурах зажигания tз> 600-650С в зависимости от соотношения О2:SO2 в газовой смеси.
Для ванадиевых катализаторов с калиевым активатором (nV2O5 + mК2O) при обычных условиях катализа применимо приближенное уравнение Борескова в котором суммарная скорость реакции выражается уравнением [8]
dC(SO3)d=kk[C(SO2)- C(SO2)*C(SO3)]08C(О2)
а порядок реакции и энергия активации составляют соответственно n=08+1=18 и Ek=92 кДжг-моль при tз>400С.
Для наиболее активного платинового катализатора (металлическая платина):dC(SO3)d=kk[C(SO2)- C(SO2)*]C(SO3)
где C(SO2)* - равновесная концентрация n=1 и Ek= 68 кДжг-моль
Хотя наиболее активным катализатором является платина однако вследствие дороговизны и легкой отравляемости примесями обжигового газа особенно мышьяком она вышла из употребления. Окись железа дешевая не отравляется мышьяком но при обычном составе газа (7% SO2 и 11% О2) она проявляет каталитическую активность только выше 625° С т.е. когда
хр 70% и поэтому применялась лишь для начального окисления SО2 до достижения хр 50-(30%). Ванадиевый катализатор менее активен чем платиновый но дешевле и отравляется соединениями мышьяка в несколько тысяч раз меньше чем платина; он оказался наиболее рациональным и только он применяется в производстве серной кислоты [9].
Ванадиевая контактная масса содержит в среднем 7% V2О5; активаторами являются оксиды щелочных металлов обычно применяют активатор К2О; носителем служат пористые алюмосиликаты. Такие ванадиевые контактные массы представляют собой пористые гранулы таблетки или кольца. При катализе окись калия превращается в K2S2О7 а контактная масса представляет собой пористый носитель поверхность пор которого смочена пленкой раствора пятиокиси ванадия в жидком пиросульфате калия.
Кроме того в настоящее время для окисления SО2 применяются два типа ванадиевой контактной массы (катализатора) – БАВ и СВД. В состав контактной массы БАВ входит барий алюминий ванадий в состав контактной массы СВД входит сульфованадат на диатолите. Контактную массу формуют придавая ей вид таблеток гранул и т.д. (рис. 1) [10].
Рис. 1. Формы контактной массы:
а – таблетки б в – гранулы г – кольца; д – гранулы для кипящего слоя
Ванадиевая контактная масса эксплуатируется при 400-600 С.
При увеличении температуры выше 600° С начинается необратимое снижение активности катализатора вследствие спекания активных компонентов с образованием неактивных соединений. При понижении температуры активность катализатора резко снижается вследствие превращения V5+ в V4+ с образованием малоактивного сульфата ванадила VОSО4. Это процесс обратимый и чем больше соотношение SО2:О2 в газе тем выше температура образования VОSО4 т.е. температура зажигания t3. В производственных условиях на конечных стадиях окисления SО2 когда
О2:SO2 > 30 t3 400° С а при первых стадиях окисления при переработке концентрированных газов достигает 500° С для обычного газа содержащего 7% SО2 и 11 % О2 температура зажигания на начальной стадии окисления составляет около 440С. При этой температуре энергия активации резко падает от Е = 188 кДжг-моль SО3 (на сульфате ванадила) до 92 кДжг-моль SО3 (на V2О5 + К2О).
Т.о. разнообразие сырья и усовершенствования технологии производства кислоты и ВК обусловили использование различных типов ванадиевых катализаторов [4-8]:
Барий-алюминий-ванадиевый катализатор (БАВ) соответствует формуле nV2 O5 · 12S 11 35S 28ВаО; 4Аl2O3·5Сl и 8 прочих соединений.
Сульфованадат-диатомитовая контактная масса (СВД) содержит мас. доля %: 6-7 9-10 56-62 S 2-3 не более 5(А12Оз+ Fе2О3); 18-19 % - сульфаты (в пересчете на SO3).
Сульфованадат на силикагеле (СВС) содержит мас. доля %: 8 12 55-60 S менее 3А12О3; 10-15- сульфаты (в пересчете на SO3).
Катализатор кипящего слоя (КС) содержит мас. доля %: 7 7 4-6 A 55-60 S 16% - сульфаты (в пересчете на SO3). В процессе работы он истирается и уносится в виде пыли.
Срок службы катализаторов составляет 1-2 года на верхних полках контактного аппарата и 4-5 лет - на нижних слоях. Снижение каталитической активности происходит вследствие перехода значительной части ванадия в четырехвалентное состояние и изменения пористой структуры носителя при нарушении теплового режима работы ВК а также в результате накопления контактных ядов - мышьяка сульфата железа (II) тумана серной кислоты потери части ванадия в виде летучих соединений образующихся с некоторыми компонентами газа при некачественной газоочистке [3].
Приготовление катализатора названного СВД заключается в смешении шихты составленной из носителя' пятиокиси ванадия сульфата калия пиросулъфата (или бисульфата) калия последующего таблетирования и прогревания таблеток до температуры выше температуры взаимодействия пятиокиси ванадия с указанными солями калия. Операция таблетирования пылящей шихты является довольно сложной более удобно предварительно увлажнить шихту и гранулировать полученную пластическую массу. После высушивания гранулы так же как и таблетки прогревают и при этом образуется активный компонент равномерно распределенный по поверхности носителя. Изменяя соотношение бисульфата калия и пятиокиси ванадия можно получить катализаторы с оптимальными для различных стадий конверсии свойствами. Для упрочнения гранул целесообразно в состав шихты вводить небольшое количество нейтрального вяжущего материала лучше всего CaSО4 05Н2О переходящего при увлажнении в дигидрат и после прокаливания в ангидрит. Прокаливая катализатор при температуре выше 550° С можно получить контактную массу с прочностью на раздавливание в 10-12 раз большей прочности ненасыщенного БАВ. Важное преимущество нового катализатора – его насыщенность что позволяет исключить специальный пусковой период контактного аппарата после загрузки свежей контактной массы.
Ванадиевые катализаторы получают также путем осаждения порошкообразного силикагеля из жидкого стекла разбавленного серной кислотой. Сухой силикагель смешивают с ванадиевым щелоком состоящим из пятиокиси ванадия и щелочи. Полученную смесь прессуют в таблетмашине с получением колец или гранул затем сушат в ленточной сушилке и досушивают прокаливают и охлаждают [1 2].
Ванадиевый катализатор кипящего слоя (КС) готовят методом пропитки солями ванадия и калия алюмосиликатного носителя с размерами частиц 05-1 мм или 1-2 мм в зависимости от условий эксплуатации катализатора в производстве серной кислоты. Для катализатора содержащего 65-7% V2О5 при размере зерен около 1 мм оптимальная температура прокаливания 600-650 °С. При этом получаются зерна которые содержат в основном поры с эквивалентным диаметром около 100 нм
(1000 ); кроме того имеется достаточное число более мелких пор которые обеспечивают необходимую удельную поверхность.
3 Аппаратурное оформление процесса
Окисление SO2 проводят в многослойном реакторе с адиабатическими слоями катализатора и охлаждением между ними реагирующего потока (рис.4). Охлаждение может осуществляться в теплообменниках добавлением части холодного исходного газа или добавлением холодного воздуха. В промышленности используют следующие схемы реакторов [9-11]:
Рис. 4. Схемы многослойных реакторов окисления диоксида серы с адиабатическими слоями катализатора (к):
а - с промежуточными теплообменниками (т); б - с вводом холодного газа (х.г.) после первого слоя и теплообменниками (т) после остальных;
в - с вводом холодного воздуха (х.в.)
В приведенных схемах реакторов степень превращения диоксида серы SO2 не превышает 98%что связано с ограничением равновесия реакции окисления. Для уменьшения потерь неокисленного сернистого ангидрида повышения степени превращения в настоящее время применяют схему двойного контактирования - двойной абсорбции которая позволяет увеличить степень превращения и осуществлять процесс при нормальном давлении. Технологическую схему процесса получения серной кислоты из серы можно представить следующим образом. Сера – легкоплавкое вещество: температура плавления 113 °С перед сжиганием ее расплавляют используя пар получаемый при утилизации теплоты ее горения. Расплавленная сера отстаивается и фильтруется для удаления имеющихся в природном сырье примесей и насосом подается в печь сжигания. Сера горит в основном в парофазном состоянии (рис. 2).
Рис. 2. Технологическая схема сжигания серы:
– фильтр серы 2 – сборник жидкой серы с погружным насосом 3 – печь сжигания 4 – котел-утилизатор
Чтобы обеспечить ее быстрое испарение необходимо ее диспергировать в потоке воздуха для чего используют форсуночные и циклонные печи. Первые оборудованы горизонтальными форсунками для тонкого распыления жидкости. В циклонной печи жидкая сера и воздух подаются тангенциально и за счет вихревого движения достигается диспергирование жидкости и перемешивание двух потоков. Мелкие капли быстро испаряются и сера в парообразном состоянии сгорает. Горение протекает адиабатически и температура зависит от концентрации образующегося SO2. Теплота горения серы 11325 кДжкг и температура в печи – более 1000 °С. Этих условий достаточно для испарения жидкой серы (теплота испарения 288 кДжкг температура кипения 445 °С).
Печь сжигания работает в комплексе со вспомогательным оборудованием для плавления и фильтрования серы и котлом-утилизатором для использования тепла реакции [11].
При горении серы по реакции:
часть кислорода эквимолярно переходит в диоксид серы и потому суммарная концентрация О2 и SO2 постоянна и равна концентрации кислорода С0 в исходном газе (a + b = С0) так что при сжигании серы в воздухеb = 021 - а.
Газ от сжигания серы богаче кислородом чем от сжигания колчедана. Полученный сернистый газ направляется на стадии окисления и абсорбции (рис. 3). На первой стадии окисления использован трехслойный реактор 1.
Рис. 3. Технологическая схема стадий контактирования и абсорбиии в системе "двойное контактирование - двойная абсорбиия":
I III - первая и вторая ступени окисления II IV - первая и вторая системы абсорбции SO водой: 1 - реактор (первая и вторая ступени окисления расположенные в одном корпусе показаны отдельно); 2 - олеумный абсорбер; 3 - моногидратный абсорбер; 4 - выносные теплообменники реактора; 5 - холодильники кислоты
Концентрация SО2 в поступающем газе - 95-105%. Степень превращения на выходе из реактора 90-95%. Промежуточная абсорбция SО3 включает олеумный 2 и моногидратный 3 абсорберы. После них газ содержит только 06-1% SO2. Для его нагрева до температуры реакции (690-695 К) используют теплообменник после второго слоя реактора 1. Реакторы первой и второй ступени окисления конструктивно объединены в одном корпусе. Степень превращения оставшегося SО2 составляет примерно 95% общая степень превращения 996-998%. Сравним: если бы не было промежуточной абсорбции то степень превращения оставшихся 1 - 06% SO2 в присутствии SO3 не превысила бы 50%. Небольшое количество образовавшегося SO3 полностью поглощается во втором моногидратном абсорбере.
Технологические расчеты
1 Расчет материального баланса
Запишем исходные данные:
Объемные (мольные) доли веществ ZSO21 = 01175; ZN21= 07921;
ZO21 = 00904. Объемный расход исходной смеси V01 = 100000 м3ч.
Примем степень превращения ХSO2 = 093.
Пусть Y – количество моль триоксида серы которое образовалось в процессе реакции (NSO3).
Составим балансовые уравнения по каждому веществу и суммарное уравнение мольных потоков (индексом «1» обозначим исходные потоки индексом «2» - конечную смесь продуктов реакции [12]:
NSO21 +NO21 + NN21 –12Y = NSO22 + NO22 + NSO32 + NN22
Выразим степень превращения диоксида серы через Y:
Тогда Y=NSO3=XSO2ZSO21N01 = 09301175100000224=4878 кмольч.
N01 = V01Vm = 100000224 = 44643 кмольч;
N02 =N01 – 12Y=44643 – 124878 = 39765 кмольч.
Количества моль каждого вещества в исходной смеси:
NSO21 = NO21 = NN21 = ZN21= 1-ZSO21 – ZO21.
NSO21 = 0117544643= 5246 кмольч; NO21 = 0090444643= 4036 кмольч;
NN21 = ZN21N01 =07921446435 = 35362 кмольч.
Рассчитаем количества веществ в конечной смеси:
NSO22 =NSO21 –Y =5246–4878 = 368 кмольч;
NO22 =NO21 –12Y = 4036 –124878 = 1597 кмольч;
NSO32 = Y =4878 кмольч;
NN21 = NN22= 35362 кмольч.
Теперь рассчитаем массы объемы и мольные доли всех веществ в исходной и конечной смесях. Результаты занесем в таблицу материального баланса (табл. 1).
VSO21 = VmNSO21 = 2245246 = 117510 м3ч;
VO21 = VmNO21 = 2244036 = 90406 м3ч;
VN21 = VmNN21 = 22435362 = 792109 м3ч;
GSO21 = NSO21MSO21 = 524664 = 336 тч;
GO21 = 403632 = 129 тч;
GN21 =35362 28 = 990 тч.
V02 = N02Vm = 39765 224=890736 м3ч.
ZO22 = NO22N02= 1597 39765 = 004;
ZSO22 = NSO22N02=36839765 = 001;
ZN22 = NN22N02=35362 39765 =084;
ZSO32 = NSO32N02 = 487839765 = 012.
VSO22 = V02ZSO22 = 890736 0009 = 8017 м3ч;
VO22 = V02 ZO22 =890736 004=35629 м3ч;
VSO32 = V02 ZSO32 =890736 012=106888 м3ч;
VN21 = V02 ZN22 =890736 085=757126 м3ч.
GSO22 = NSO22MSO22 = 36864 = 24 тч;
GO22 =159732=51 тч;
GSO32 = 4878 80=390 тч; GN22 = GN21 =990 тч.
Таблица 1 – Материальный баланс процесса окисления SO2 в SO3
Рассчитаем массовую долю оксида серы (6) в конечной смеси.
2 Расчет теплового баланса
Рассчитаем тепловой баланс процесса и температуру смеси на выходе из реактора если температура входной смеси 420С. Примем что потери тепла в окружающую среду составляют 4% от теплоты поступающей с потоком исходных веществ а с помощью теплообменных устройств отводят 50% теплоты химической реакции [4 6].
Найдем и запишем справочные данные для всех компонентов смеси (табл. 2).
Таблица 2 – Термодинамические данные для компонентов реакции [13]
Ср при Т=298К ДжмольК
Н при Т=298К кДжмоль
Уравнение теплового баланса процесса получения оксида серы (III) (экзотермическая реакция идет с выделением тепла поэтому Qх.р. записываем в правой части уравнения) будет следующим:
Q01 + Qх.р. - Qто - Q02 - Qп =0 отсюда Q02 = Q01 + Qх.р. - Qто - Qп
Приход тепла с компонентами исходной смеси:
Q01 = (NSO21 CSO2 + NO21 CO2 + NN21 CN2)T1.
T1 = 420С = 693К; T2 = ?
Q02 = (NSO22 CSO2 + NO22 CO2 + NSO32 CSO3 + NN22 CN2)T2.
(NSO22CSO2+NO22CO2+NSO32CSO3+NN22CN2)T2=Q01+Qх.р.-Qто-Qп
T2=(Q01+Qх.р.-Qто-Qп)(NSO22CSO2+NO22CO2+NSO32CSO3+NN22CN2).
Q01 = 693 (5246 103 3987 + 4036 103 294 + 4878 103 5063 + 35362 103 291) = 693 103 (209158 + 118658 + 246973 + 1029034) = 1111449103 кДж
Потери тепла в окружающую среду составляют 4% теплоты поступающей с потоком исходных веществ : Q’пот. = 1111449103 004= 44458103 кДж.
Величина тепла выделяемого в процессе химической реакции рассчитывается на основе значений энтальпий участников реакции:
Qх.р. = -НNSO3 = -Н(NSO32 – NSO31);
Н = Нпрод.-Нисх. (с учетом стехиометрических коэффициентов реакции).
Н = -39522-(-29692) = -1966 кДж.
Qх.р. = -Н(NSO32) = 1966103 (4878) =959103 кДж.
Рассчитаем количество теплоты которое отводят (50% тепла химической реакции):
Qто = 05Qх.р. = 05959103 = 4795103 кДж.
Температура смеси на выходе из реактора:
T2=(Q01+Qх.р.-Qто-Qп)(NSO22CSO2+NO22CO2+NSO32CSO3+NN22CN2) =
= (1111449103+959103-4795103-44458103)(3681033987+1597 103
4+48781035063+35362103291) = 1067471 103
(14672+46952+246973 +1029034) = 1067471 1031337631 = 798 К.
3 Конструктивные расчеты
Выберем для проектируемого процесса четырехслойный контактный аппарат с промежуточным теплообменом [11 12]. Аппарат загружен гранулированной контактной массой катализатора и работает по следующему режиму (примем параметры протекания процесса по слоям катализатора по литературным данным) (табл. 3)
Таблица 3 – Параметры режима процесса окисления на слоях катализатора
Температура газа на входе в слой
Степень превращения Х
Коэффициент запаса катализатора С
Определим необходимый объем контактной массы для каждого слоя по уравнению::
Поскольку значение С известно а величина расхода V задана то для определения объема контактной массы нужно определить время контакта необходимое для каждого слоя а затем и для всего контактного аппарата.
Чтобы вычислить время контакта исходного газа с поверхностью контакта на которой протекает реакция окисления можно использовать постадийный метод расчета. Принимая для каждого участка
d = и dx = x уравнение
запишется в следующем виде
Просуммировав полученные значения для каждого участка рассчитаем время для всего объема катализаторной контактной массы по выражению
где n - число участков.
Для практических расчетов окисления SO2 на ванадиевом катализаторе можно принять следующие значения энергии активации Eа и константы скорости реакции k0 (табл. 4) [11].
Таблица 4 – кинетические характеристики процесса окисления
Рассчитаем первый слой.
Для расчета слой разбиваем на 5 участков; степень превращения х в каждом участке принимаем:
- 014;2 - 034; 3 - 054; 4 - 066; и5 - 072.
Для 1-го участка имеем:
а=0074 b= 01 x= 014 x= 014 коэффициент λ=212 t1н=4240 °С.
Тк = Тн + λx = 420 + 212014 = 450 °С
При t1к= 450 °С значение Еа=59871 и k0=0225
k= 0225exp(-59871831(450+273))= 10610-5
Константу равновесия определим по формуле
lgKp = 49055T - 71479
lgKp = 49055(450+273) - 71479 = - 0363.
В таблицах приведенных ниже результаты Расчет остальных участков 1 слоя также как и остальных слоев (2 3 4) разделенных на 4 3 и 3 участка соответственно проведем аналогично. Результаты расчетов представим в таблицах 5-8.
Таблица 5 – Кинетические данные для участков первого слоя
Таблица 6 – Кинетические данные для участков второго слоя
Таблица 7 – Кинетические данные для участков третьего слоя
Таблица 8 – Кинетические данные для участков четвертого слоя
Полученные результаты свидетельствуют о том что при переходе от слоя к слою и увеличением общего числа участков общее время контакта уменьшается.
Объем контактной массы рассчитаем принимая значение коэффициента запаса в соответствии с данными таблицы 9.
Таблица 9 – Данные для расчета объема контактной массы
В расчете на 1 тч Н2SO4:
Примем что объем газа в результате окисления SO2 не изменяется и
w= 03мс. Тогда подставим данные в уравнение:
Рассчитаем внутренний диаметр контактного аппарата:
Высота слоев контактной массы будет равна:
Результаты расчета представим в таблице 10.
Таблица 10 – Высота слоев контактной массы
Общая высота всех слоев: Н=1086м.
Скорость газа и его плотность при средней температуре равны:
wt= w((tcp + 273)2+273)273
Результаты расчета сведены в таблицу 11.
Таблица 11 – Параметры слоев контактной массы
Гидравлическое сопротивление слоев контактной массы вычисляем по формуле: Δp= 98Aw174 ρh
Для контактной массы с гранулами диаметром 5мм значение параметра А составляет:А=500.
Результаты расчета сведем в таблицу 11.
Таблица 11 – Гидравлическое сопротивление слоев контактной массы
Настоящая работа посвящена разработке контактного аппарата для окисления сернистого ангидрида SO2 в серный SO3 посредством окисления на поверхности катализатора.
На основе анализа литературных данных рассмотрены особенности кинетики процесса окисления. Показано что оптимальным катализаторомдля рассматриваемого процесса в настоящее время является ванадиевый на основе пятиокиси ванадия V2O5.
Рассмотрены также применяемые контактные аппараты различающиеся способом отвода тепла реакции из объема реакционной системы. С учетом заданного расхода выбран контактный аппарат с промежуточным теплообменом.
На основании заданных исходных данных произведены расчеты теплового и материального балансов процесса окисления.
Рассчитаны также основные параметры контактного аппарата.
Список использованной литературы
Кузнецов Д.А. Общая химическая технология Д.А. Кузнецов. - М.: Высшая школа 1967. - 275 с.
Общая химическая технология под ред. А.Г. Амелина. - М.: Химия 1977. - 400 с.
Бондаренко А.А. Технология химической промышленности А.А. Бондаренко. - Киев : Вища школа 1982.- 152 с.
Практикум по общей химической технологии: учебное пособие под ред. И.П. Мухленова. - М. : Высшая школа 1979. - 421 с.
Мухленов И.П. Основы химической технологии И.П. Мухленов В.Д. Тамбовцева А.Е. Горштейн. - М.: Высшая школа 1975. - 344 с.
Практикум по химической технологии: учебное пособие под ред. С.И. Вольфковича. - М 1968.
Кутепов А.М. Общая химическая технология А.М. Кутепов Т.И. Бондарева М.Г. Беренгартен. - М.: ИКЦ Академкнига 2004. - 528 с.
Кондауров Б.П. Общая химическая технология Б.П. Кондауров В.И. Александров А.В. Артемов. - М.: Академия 2005.
Бесков В.С. Общая химическая технология : учебник для вузов В.С. Бесков. - М.: ИКЦ Академкнига 2005. - 452 с.
Кондауров Б.П. Общая химическая технология Б.П. Кондауров В.И. Александров А.В. Артемов. - М.: Академия 2005. - 336 с.
Общая химическая технология: учебное пособие: в 2 ч К.В. Брянкин Н.П. Утробин В.С. Орехов Т.П. Дьячкова. - Тамбов: Изд-воТамб. гос. техн. ун-та 2006. – Ч. 2. – 172 с.
Игнатенков В.И. Примеры и задачи по общей химической технологии В.И. Игнатенков В.С. Бесков. - М.: ИКЦ Академкнига 2005. - 198 с.
Краткий справочник физико-химических величин. Издание десятое испр. и дополн. Под ред. А. А. Равделя и А. М. Пономаревой - СПб.: «Иван Федоров» 2003. – 240 с.

Контактный аппарат.cdw