Курсовая работа (т): Технологический процесс производства сульфата аммония

Таблица 6 - Баланс моногидрата серной кислоты

Приравнивая приход и расход, получим

,94·x₁+242,5 = 2015.

Отсюда количество раствора кислоты х₁ = 1885 кг/ч, из них:моногидрата 1885 · 0,94 = 1772 и воды 113 кг/ч.

Количество воды, необходимой для пополнения цикла:

у₁ = 7342,5 - 1885 = 5457,5 кг/ч.

Тепловой баланс сборника 1-й ступени.

Приход:

.     Тепло, внесенное циркулирующим раствором:

= 300222 · 0,7 · 57,9 · 4,19 = 50 983 912 кДж/ч,

2.      Тепло, внесенное маточным раствором при 50

= 2933 · 0,64 · 50 · 4,19 = 393 257 кДж/ч,

где 0,64 - теплоемкость маточного раствора, ккал/(кг·град).

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

₃ = 832 · 0,79 · 50 · 4,19 = 137 700 кДж/ч,

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

.     Тепло, внесенное кислотой:₄ = 1885 · 0,37 · 20 · 4,19 = 58446 кДж/ч,

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

.     Тепло, внесенное водой пополнения:₅ = 5457,5 · 20 · 4,19 = 457 339 кДж/ч.

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

Тепло разбавления, приходящееся на 1 моль H₂SO₄:

q = 17860·( -  кДж/кмоль H₂SO₄;=  ·  = 335; n₂= ·  = 0,348;= 17860 · ( кДж/кмоль HSO_4,,

и на 1772 кг моногидрата:₆ =  кДж/ч.

Общий приход тепла:_прих = 53 174 661 кДж/ч

Расход:

.     Тепло, теряемое наружу (по практическим данным):₇ = 167 600 кДж/ч.

.     Тепло, уносимое циркулирующим раствором:

Q₈ = 311 329,5· 4,19 · 0,7t.

Итого, расход тепла: 167600 + 913 131t.

Приравнивая приход и расход, получим:

174 661 = 167600 + 913 131t,

отсюда устанавливается температура раствора t=58.

.3     
Материальный и тепловой балансы абсорбера 2-й ступени

Материальный расчет

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

Таблица 7 - Приход коксового газа во 2- ю ступень абсорбера

2. Циркулирующий раствор из сборника 2-й ступени абсорбера. Обозначим это количество через G₃. Тогда общий приход равен:

55761,5 + G₃.

Расход. 1. Коксовый газ.

Из имевшихся в коксовом газе 42 кг/ч аммиака поглощается 39 кг/ч и остается в газе 3 кг/ч.

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

Величина G_в может быть определена по уравнению:

G_в =

где Q - тепло, внесенное коксовым газом, кДж/ч;- тепло реакции нейтрализации, кДж/ч;

Q - тепло, уносимое сухим коксовым газом из абсорбера при t=52.

Тепло, внесенное коксовым газом Q = 23 622 809 кДж/ч.

Тепло реакции нейтрализации составляет

= 46 700 · 4,19 ·  = 223 625 кДж/ч,

где 46 700 - тепло реакции нейтрализации, ккал/кмоль H₂SO₄.

Тепло, уносимое сухим коксовым газом:

= (45000 · 0,7 + 3036 · 0,246 + 1501 · 0,238 + 3· 0,508 + 83 · 0,418) · 52· 4,19 = 7 111 779 кДж/ч.

Тогда:

_в = кг/ч.

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

Таблица 8 - Выход газа из 2 -й ступени абсорбера

2. Циркулирующий раствор.

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

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

Так как объем раствора, поступающего в 1-ю ступень, равен 251 м³/ч, то масса раствора G при плотности 1,2 кг/л будет равна:₄ = 301 200 - 328,5 = 300 871,5 кг/ч.

Таблица 10 - Тепловой баланс 2-й ступени абсорбера, кДж/ч:

Тепло коксового газа Тепло нейтрализации Тепло циркулирующего раствора          23 622 809 223 625 301 200  52

0,7  4,19 =

=45 937 81Тепло коксового газа

Тепло, теряемое наружу

Тепло циркулирующего раствора23 846 434

700

871,5 0,7

4,19 =

Приравнивая приход и расход тепла, получим температуру раствора, выходящего из 2-й ступени абсорбера в циркуляцию t = 51,9.

4.4   
Материальный и тепловой балансы сборника 2-й ступени абсорбера

Материальный расчет

Приход. В сборник абсорбера 2-й ступени поступают: циркулирующий раствор из абсорбера, раствор из пиридиновой установки, серная кислота, вода для пополнения цикла.

Схема материальных потоков показана на рисунке 5.

Определим количество материальных потоков:

1.  Количество раствора, поступающего из пиридиновой установки 1268,5 кг/ч.

2.      Количество поступающей кислоты х₂.

.        Количество раствора, поступающего из абсорбера, равно

300871,5 - 974 - 832 = 299065,5 кг/ч.

.    Количество поступающей воды для пополнения цикла у₂.

Общий приход 300 334 + х₂ + у₂.

Расход. Количество раствора, выходящего из сборника в циркуляцию, равно301200 кг/ч.

Приравнивая приход и расход, получим:

х₂ + у₂ = 886 кг/ч.

Для определения х₂ и у₂ составим баланс моногидрата серной кислоты

Таблица 15 - Баланс моногидрата серной кислоты

Приравнивая приход и расход, получим

,94·х₂ = 422

Отсюда количество раствора серной кислоты х₂ = 448 кг/ч, из них: моногидрата 0,94  448 = 421 кг/ч и воды 448 - 421 = 27 кг/ч.

Тогда количество воды, необходимое для пополнения цикла,

у₂ = 866 - 448 = 418 кг/ч.

Рисунок 5 - Схема материальных потоков абсорбера и сборника 2-й ступени

Баланс кислоты и воды пополнения приведен в таблице 11, материальный баланс сульфатной установки в таблице 12:

Таблица 11 - Баланс кислоты и воды пополнения

Таблица 12 - Материальный баланс сульфатной установки

.5      Определение размеров абсорберов 1-й и 2-й ступени

Количество газов и паров, поступающих в абсорбер, приведено в таблице 13.

Объем поступающих газов при фактических условиях составит:

 = (107001  м³/ч,

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

Принимаем скорость газов в абсорбере 4 м/с. Тогда требуемое сечение абсорбера:=  м²

и диаметр абсорбера:=  м.

Принимаем стандартный диаметр 3,2 м.

Таблица 13 - Количество паров и газов, поступающих в абсорбер