Технологическая схема МЭА-очистки.

МЭА очистка газа эксплуатируется в агрегате АМ-76, производительностью 1360 т/сут. Конвертируемая паро/газ. смесь под давлением 2,8 МПа и при температуре 40+50ºС.

Поступает в абс-р (5), орошаемый 17÷20% р-ром МЭА. Абсорбция СО₂ осущ-ся в абсорбере с высокослойными ситчатыми тарелками, разделёнными на 2 секции: верхняя, предназначенная для тонкой очистки газа, орошается глубокорегенерированным р-ром (II поток); в нижнюю секцию поступ. груборегенир. р-р (I поток), который смешивается с р-ром из верхней секции. Газ, содержащий до 19% СО₂ проходит в начале нижнюю секцию, а затем верхнюю и очищ. до остаточного содер. СО₂ не более 0,003 ÷0,010% об.

В верхней части абс-ра газ проходит колпачковые тарелки орошаемые флегмой; сепаратор (4) и поступает на метанирование. Р-р МЭА насыщенный до α = 0,67, выходит из нижн. секции абс-ра (5) при t = 57÷65 ºС, и поступает в регенератор – рекуператор (15). Последний разделён также, как и абсорбер на 2 секции. В верхней секции на ситчатых тарелках расположены U – образные т/обменные элементы, в которые через сетку происходит передача тепла от горячего регенерируемого р-ра к насыщенному р-ру. За счёт тепла ПГС, поступает из нижней секции и тепла регенерируемого р-ра обоих потоков, передаваемого через встроенные т/обменники, насыщенный р-р регенерируется в верхней части и содержание СО₂ в нём снижается от 0,67 до 0,35 моль /моль.

Далее раствор делится на 2 равных потока. 1-ый поток – грубогенерированный при t = 114÷120 ºС насосом (13) прокач-ся через встроенные т/обменники, где охлождается до 62 ÷ 70ºС. Дальнейшее охлаждение 1 потока происходит в воздушном холодильнике (12) с доохлаждением в летнее время в водяном холодильнике (10). 2-ой поток через переменные устройства внутри регенератора – рекуператора поступает в нижнюю секцию для более глубокой регенерации до содержания СО₂ ≈ 0,12 моль/моль. Тонко-регенерированный р-р при тем-ре 125÷130 ºС из нижней секции регенератора – рекуператора подаётся насосом (16) во встроенные т/обменники, где охлаждается до 62÷70ºС. Дальнейшее охлаждение р-ра осуществляется в воздушном холодильнике (11) и водяном холодильнике (9). Тепло для регенерации р-ра подв-ся с конвертированной ПГС, поступающей при t = 174ºС в газовый кипятильник (20). Предусмотрен подвод тепла также через смоловыделитель (14) и паровой кипятильник (17).

Конструкцияя регенератора – рекуператора предусматривает возможность получения чистого СО₂, содержащего не более 0,02 % об. горючих примесей, необходимого для производства карбомида. Чистая фракция СО₂, составляющая свыше 75% общего объема СО₂ выводится из реген.– рекуператора ниже точки ввода насыщенного р-ра при t=65÷70 ºС под Р ≈ 0,135 МПа, охлаждается до 45 ºС в холодильнике (18), проходит сепаратор (19) и направляется к потребителю. Грязная фракция СО₂, содер. до 10% горючих, промывается в верх. части регенератора - рекуператора на колпачковых тарелках флегмой, затем охлаждается в холодильнике (18) до 40ºС и, пройдя сепаратор (21), выбрасывается в атмосферу.Для очистки рабочего р-ра МЭА от продуктов разложения, окисления и осмоления, вызывающих коррозию аппаратуры, установлены песчаный и угольный фильтры (на схеме не показаны), а также предусмотрена разгонка части циркулирующего р-ра в спец. аппарате – смоловыделителе (14).

17. Очистка конвертерного газа от СО₂ по методу «КАРСОЛ».

В крупнотоннажном агрегате ТЕС (производительность 1360 т/сут.) в качестве абсорбента СО₂ прим. карбонат К₂СО₃ (поташ), в виде 25 ÷ 35 % р-ра. Процесс основан на реакции:

К₂СО₃ + СО₂ + Н₂О ↔ 2КНСО₃, ΔН < 0 (1)

Регенер. отработанного раствора протекает по реакции, обратной (1).

Преимуществом поташного метода перед МЭА очисткой, отн-ся:

1) меньшая стойкость абс – та;

2) меньший расход Q на регенерацию насыщенного раствора.

К недостаткам метода относится:

1) Малая растворимость К₂СО₃ и КНСО₃ в Н₂О при обычной температуре.

2) низкая скорость хемсорбции СО₂;

3) значительное равнов. Р_СО2 над р-рами К₂СО₃, что предопределяет сравнительно высокое содержание СО₂ в очищенных газах.

Для устранения этих недост. на практике исп-ся повышение тем-ры 70÷105 ºС и добавления в р-р активатора равного диэтаноламина (ДЭА) : (НОСН₂СН₂СН₂)₂ NН.

Увеличение тем-ры позволяет повысить р-римость карбонатов и скорость р-ции. Добавление ДЭА приводит к повышению скорости пр-са и снижению равновесного Р_СО2 над р-ром, что увеличивает степень очистки газа от СО₂.Разновидность поташного метода, используемого в агрегате ТЕС наз-ся метод «КАРСОЛ».

В состав раствора «КАРСОЛ» входят, % масс : К₂СО₃ … 25÷ 28; ДЭА … 1,9; V₂О₅ (ингибитор коррозии) … 0,4; V – соn (антивспениватель) … 0,001 ÷ 0,00015; Остальное вода.Содержание СО₂ в очищенном газе при использовании метода «КАРСОЛ» составляет от 0,05 до 0,15 % об., что на порядок больше, чем при МЭА.

18.Физико-химические свойства NН_3.Требования к качеству NН_3.Синтез NН₃ :реакция,равновесие процесса

Относительная молекулярная масса 17,03

Мольный V – м, г /моль: дм3/моль 22,08

t_кип (конд.) (при р = 0,1 МПа), ºС 33,3

t_плав, (крист.), ºС 77,7

Предел взрываемости, % об.: в смеси с воздухом 15÷28

в смеси с О₂ 13,5÷79

Температура конденсации NН₃ существенно повышается с увеличением Р, это позволяет выводить продукционный NН₃ из циркуляционного газа, находящегося под Р в жидком состоянии при повышенных температурах.

Зависимость t_конд. NН₃ от Р , Па.

1 атм = 0,101325 МПа

Требования к качеству продукционного NН₃ по ГОСТ 6221 – 90.

ГОСТ 6221-90: “Аммиак жидкий технический. Технические условия”.В зависимости от назначения жид. NН₃ выпускают 3 марок: А – для производства азот. кислоты, для азотирования, в качестве хладоагента, для создания защитных атмосфер;А_к – для поставок на экспорт и для транспортирования по магистральному аммиакопроводу.Б – для переработки на удобрения, и для исп. в с/х в качестве азотного удобрения.

По физико – химическим показателям NН₃ должно соответствовать следующим нормам:

Для А_к контролируют 7 и 8, чтобы не разрушился аммиакопровод, т.к. хлор и СО₂ вызывают коррозию.Равновесие реакции синтеза NН₃

Синтез NН₃ может быть описан обратимой экзотерм. реакцией.

N₂(г) +3 Н₂(г) ↔ 2 NН₃ (г), ΔН = - 92 кДж (1)

Согласно принципу М – Шателье, выход продукта будет увеличен при Р↑ и t↓.

Выражение для К_р синтеза им. Вид:

, (2)

Равнов. конц – ии NН₃ в смеси N₂ и Н₂ состава приведены в таблице а)

Равновесные концентрации NН₃, % обТаблица а)

Таблица б)

“Константы равн – я р – ции синтеза NН₃ МПа^-1”

Из табл. б) следует, что значения К_р, вычисл-ые по (2) зависят не только от t, но и от Р. Это является следствием отклонения, свойств сжатых газов от свойств идеал. газов.

Зависимость К_р р-ции синтеза от t и Р выраж-ся несложным эмпирическим ур-ем Ларсона и Доджа: lg√К = - 2074,8/Т + 2,4943 lgТ + βТ – 1,8564 *10^-7 *Т² + J , (3)

где : Т – тем-ра, К; β – коэффициент, зависящий от давления; J – константа интегрирования.Уравнение (3) записано для К_р обратной р-ции, т. е для К = Р_Н2^0,5 * Р_N2^1,5/ Р_NН3 .Для прямого знаки меняются на противоположные, в правой части уравнения.

К_прям *К_обр = 1.

Теплота реакции вычисл. Из Ур – ния, учит – го влияния t и Р:

q = 38276,7+(23,00+35488,37/Т+19407,15*10⁶/Т³)*Р+22,35Т+10,55*10^-4*Т² –7,08*10^-6*Т³, (4),где q – тепловой эффект, кДж / кмоль; Т - средняя температура в зоне синтеза, К; Р - давление в зоне синтеза, МПа.

Фазовое равновесие в системе газ – жидкость.Рассмотрение этой системы необходимо для выбора оптимальных условий конденсации NН₃ из газовой фазы в жидкую.Таблицав)

“Равновесные конц-ции NН₃ в газе в системе «газ-жидкость» для смеси N₂–Н₂–NН₃, %об.”

Из этих данных следует, что равновесная концентрация NН₃ в газовой фазе для 3 – х компонентной системы N₂ – Н₂ – NН₃ зависит от t и Р.Для более полного выделения NН₃ из газа путём конденсации следует использовать более низкую температуру и более высокое давление. Накопление инертных примесей метана и Ar в синтез – газе является «-» фактором, поскольку приводит к повышению конц-ции NН₃ в равновесном газе - таблица г).Таблица г) “Равновесные конц-ции NН₃ в газе (% об.) в системе «Г-Ж» для 5-ти компонентной смеси N₂ –Н₂–NН₃–СН₄–Ar при Р = 29,4 МПа”

Таким образом, увеличение содержания инертов в газе приводит к снижению доли NН₃, кот. конденсируется.

19.Синтез аммиака: кинетика, механизм реакции, катализаторы и параметры процесса.

Синтез NН₃ протекает с заметной скоростью, только в присутствии кат-ра. Скорость синтеза NН₃ на Fe – кат-ре, активизированная оксидами Аl и К определяется ур-ем Тёмкина–Пигкова:

V = k₁ *р_N2 *(Р_Н2³ /Р _NН2²)^α - k₂ *(Р_НN3² /Р _Н2³)^{α -1}, (5)

где v – скорость реакции; k₁- константа скорости прямой реакции обр – я НN₃; k₂ - константа скорости прямой реакции разложения НN₃; (заметим что k₁/ k₂ = К_р – константа давления); р_i – нарц. давление участков р – ции; α - константа, удовл-я неравенству 0<α<1.

Значение α харак-ет степень покрытия пов-ти кат-ра азотом в условиях процесса синтеза НN₃; для промыш. кат-ра в интервале тем-р 400 ÷ 500ºС α = 0,5.

Зависимость k₁ прямой р – ции от температуры следующая:

Значения t_a для промышленных кат-ров и инт. температур 400÷ 500ºС равно 167,5 кДж /моль.Часто механизм относительно простого кат-ра р-ции оказался сложным. К таким относятся и реакция синтеза НN₃ на пов-ти кат-ра, протекающая через следующие промеж. стадии:

I N₂ (газ) → 2 N_(адс)

II N₂ (газ) → 2 Н_(адс)

III N_(адс) + Н_(адс) → NН_(адс)

IV NН_(адс) + Н_(адс) → NН_2(адс)

V NН_2(адс) + Н_(адс) → NН_3(адс) → NН_3(газ)

Лимитирующей наиб. медленной является стадия I – активированная адсорбция газообр. N₂ кат-ром; медленно протек и стадия III – присоед. 1 атома Н к сорбированному азоту.

Рассмотрим катализаторы процесса синтеза NН₃.В промыш. нашёл применение железный кат-р, полученный сплавлением магнетита Fe₃О₄ с промотирующими компонентами. Кат-ры переводят в активное рабочее состояние, вост-ем водородом. В нашей стране разработан среднетемп-ный кат-р марки СА-1. В его состав входит Fe 32÷38% (в пересчёте на FеО) и три промотирующих компонента Аl₂О₃, К₂О, СаО. Кат-р СА-1 выпускаются в виде зёрен неправильной формы (дроблёный кат-р) и в виде округлых гранул. Этот кат-р предназначен для работы в колоннах синтеза при тем-рах от 400 до 590º С, Р до 60 МПа и содержанием кислородных соединений в АВС до 40 см³ /м³. При этих условиях кат-р обеспечивает стабильную работу колонны в течении до 4 ÷ 5 лет. В отсутствии ядов (кислородсодерж. соединений) и при темп-рах до 500ºС продолжительность его эксплуатации возрастает до 7 лет.Разработан и освоен кат-р марки СА – 2, предн. lля работы при повыш. nемпературах от 477 до 600ºС.

20. Оборудование стадии синтеза NН₃.Технологические особенности производств

На рис. представлена 4-х полочная колонна синтеза NН₃, агрегата мощностью 1360 т/сут. Рабочее давление до 32 МПа. Это вертикальный аппарат состоит из нижнего и верхнего корпусов высокого Р и насадок:Внутренний диаметр нижнего корпуса – 2,4 м; толщина стенки – 25 см; высота корпуса – 22м.

Внутренний диаметр верхнего корпуса – 1м; толщина стенки – 11см; высота – 6,5м.

Насадка (2) состоит из катализаторной коробки и т/обменника (5). В нём размещены 1920 трубок ( d =12 мм), высота трубок 7,5 м, поверхность т/ обмена 475 м². V и m катализатора на полках возвращают по ходу движения газа согласно следующих данных:

Рассм. движение газ. потоков внутри колонны синтеза. Перед колонной газ. смесь, содержащая 3,3% NН₃ раздел-ся на 5 потоков. Основной поток газа идёт вниз колонны, поднимается по кольцевому забору между корпусом колонны и Кt–ой коробкой и поступает в межтруб. пр-во теплообменника вверху колонны. В теплообменнике газ нагревается до 400÷440 ºС за счёт горючего газа, выходящего из Кt-ой коробки, и поступает в Кt-ую зону на 1-ю полку. На полке происх. образование NН₃ из АВС. 4 др. линии служат для ввода байпасного газа в колонну перед каждой полкой. С целью регулирования tº р-ции синтеза. Пройдя последовательно 4 слоя Кt-ра, на кот. происх. обр-ие NН₃ газ. смесь с содержанием 14÷16 % об. NН₃ при tº 480÷ 530 ºС по центральной трубке поднимается вверх, проходит по трубкам т/обменника, где охлаждается до 335 ºС и выходит из колонны синтеза.

Рассмотрим tº-ый режим, поддерж. в колонне синтеза. Распределение Кt по полкам согласно данных табл. связано с поддержанием оптим. уровня tº синтеза и исключением перегрева Кt. Если исключить фактор перегрева, высокие tº были бы благоприятны с точки зрения кинетики процесса; но поскольку р-ция экзотетмич-я, равновесие процесса сдвигается в сторону обр-я NН₃ при снижении tº. Для регулирования tº на полках подаётся байпасный газ в нужных кол-вах. Тем-ый режим 4-х полочной колонны приведён на рис.

Энерготехнологическая схема производства аммиака с рекуперацией энергии стадий получения синтез-газа. Энергетическая потребность агрегата. Масса и параметры генерируемого пара. Паровой привод турбокомпрессоров агрегата.

Эн/техн. принцип, закладываемый в основу современных ХТС, предполагает использование внутренних энергетических ресурсов для обеспечения собственных нужд процесса по пару и мех. энергии. Источником утилизируемой внутр. эн. явл-ся тепло экзотермич. реакций и физ. тепло продуктов переработки. Эн/техн. принцип в первую очередь актуален при использовании Р в крупнотоннажных агрегатах. В процессах под Р повыш-ся их скорость и сокращается V аппаратуры. Но для создания Р требуется значительные затраты механической энергии на сжатие газов в компрессорах. При производстве NН₃ необходимо компримировать (сжимать) 3 основных потока: 1 – ПГ; 2 – воздух; 3 – АВС – синтез-газ.

Для обеспечения произв-ти 1360 т/сут NН₃ требуется след. мощность двигателя компрессоров: ПГ – 2,2 МВт; воздуха – 11 МВт; АВС – 26 МВт. В целом энергетическая потребность агрегата составляет около 50 МВт или 882 кВт*ч/т NН₃.

Покрытие этой требуемой мощности возможно 2-мя способами:

1. За счёт подвода эл/ энергии со стороны;

2. за счёт выработки и использования водяного пара высоких параметров.

Для аммиачного агрегата самым энергоёмким явл-ся компрессор синтез-газа мощностью 26 МВт с числом оборотов около 11000 об/мин. Применение для привода этого компрессора эл/ двигателя с редуктором технически не реализуемо. В то же время на агрегате технически возможно получение необходимого количества высококонцентрированного пара. Поэтому в качестве привода компрессора синтез-газа выбрана именно паровая турбина.

Рассмотрим принцип энерготехнологическую схему производства NН₃ мощностью 1360 т/сут.Тепловой эффект эндотерм. р-ций паровой конверсии ПГ в трубч. печи с избытком покрывается суммарным тепловым эффектом экзотерм. реакций шахтной доконверсии СН₄, сгорание топливного ПГ в радиат. зоне трубчатой печи, конверсии СО и синтеза NН₃. Поэтому для утилизации избыточного тепла схема оснащена 3-мя мощными котлами-утилизаторами: котлом I ступени (12), котлом II ступени (13), установленными после шахтного конвертора СН₄ (11) и котлом (16) после конвертора СО I ст. (15). В этих колоннах генерируется насыщ. пар одного и того же параметра Р=10,5 МПа и Т=315 ºС.

Общее количество пара равно 348 т/ч. Поверхность т/обмена котлов-утилизаторов следующая; м²: (12) – 262; (13) – 200; (16) – 330.

Дальнейшее повышение энергетического потенциала пара (перегрев пара) возможно благодаря исп-ию тепла горючих дымовых газов трубчатой печи конверсии ПГ (7). Для этого пар из котлов (12,13 и 16) вначале поступает в общий паросборник (14). Из паросборника пар направляется в пароперегреватель (8) конвекционной зоны трубчатой печи, где перегревается до 480 ºС. Весь перегретый пар подаётся в турбину турбокомпрессора синтез газа (3). В турбине энергия пара превращается в мех. энергию на валу компрессора. Пар при этом дросселируется до 4,1 МПа, а тем-ра понижается до 380 ºС. Пар с этими ещё высокими парами используется для привода менее мощных компрессоров: компрессора ПГ (1) и воздушного компрессора (2). Этот пар исп-ся и для технологических нужд в процессах конверсии и доконверсии СН₄ и конверсии СО (смесители (6) и (9)). Избыток пара конденсируется под вакуумом и вместе с др. потоками конденсата направляется на водоподготовку. Т.о., благодаря реализации энергетических возможностей ХТС и генерации собственного высокопотенциального пара, агрегат почти полностью обеспечивает себя энергией. Вместо 882 кВт*ч/т NН₃ со стороны потребляется только 79 кВт*ч /т NН₃ в виде эл/энергии.

23.Производство НАК. Сырье. Требования к качеству продукционной кислоты. Стадии производства.Балансовая реакция получения HNO₃ и расчет расходных коэффициентов. Стадия контактного окисления аммиака…

HNO3 - одно из исх в-в для пол-я N-сод-их продуктов, 70-80% - на про-во удобр-й. Пром-ть выраб-ет НАК (46-60% HNO₃) и конц (98-99% HNO₃). ВОАО «Азот» дей-т 3 агрегата по пр-ву НАК 120 тыс т /год кажд (в пересчете на HNO₃). Выпускают 57-59% HNO3. Треб-я:

1 – внешний вид - бесцвет или желтая ж-ть без мех-их примесей;

2 – мас. доля HNO₃, % не более: Высш.сорт - 57,0; 1 сорт – 56; 2 сорт –46;

3 – мас. доля окс азота, % не менее(в пересч на N₂O₄) Высш.сорт - 0,07; 1сорт - 0,1; 2 сорт - 0,2;

3 - мас. доля остатка после прокал-я, % не менее Высш.сорт 0,004; 1 сорт- 0,02; 2 сорт -0,06. Сырье для пр-ва НАК – NH3, воздух и ХОВ.

Вспом. мат-ы: Kt-ы окисл-я NH₃ и очистки хвост газов;фильтр-ие мат-ы ПГ;оборот вода;пар;эл.Е. Процесс пр-ва сос-т из 2 стадий:1-окис-е NH3 кислородом возд. с пол-ем NO; 2 - пер-ка NO в HNO₃. На 2 стад. снач идет окис-е NO до высших оксидов NO2 и N2O4 с поглощ-ем их водой и обр-ем HNO3.

Имеется и стадия каталит-кой оч-ки хвост.газов от NОх. Суммар-я р-я получ-я HNO₃: NH₃ + 2O₂ =HNO₃ +H₂O, Н= - 421(1).

Расходные коэффициенты На 1т HNO₃ для с/х под Р=0,716 Мпа требуется: 1) NH3 = 17*1000/63=269кг, 63 – мол.масса HNO3 ,практически расход-ся 293кг на 1т; 2) ХОВ для абс-и: для получения 58% HNO3 :63*42/58=45,62кг; необх-мо специально добавить 45,62 – 18 = 27,62кг; необх-мо добавить на 1т HNO3 27,62*100/63=438кг, практически 0,45м3; 3) Рt-й кт-р, потери 0,15г/т; Кт-р АВК-10М (в пересч на V2O5), безвозвр потери 0,014кг/т; 4)ХОВ для котлов: произ-ть 1-го котла 24т/ч, 2-го - 7,5т/ч, всего 31,5 т/ч. На 1 т HNO3: 31,5/14,8 = 2,13т/т, где 14,8 т/ч произв-ть по HNO3; практич-ки 2,2м3. 5) Вода оборотная 160м3; 6) ПГ (топлив) 60-70м3; эл.Е 20кВт*ч или 50-70МДж.

При окис-и NH3 в зав-ти от Kt и условий проц-са м. получить NO,N2O.N2 по р-ям: 4NH3+5O2 = 4NO+6H2O, Н=-907(2); 4NH3+4O2=2N2O+6H2O, Н=-1105 (3); 4NH3+3O2=2N2+6H2O, Н=-1269 (4). Все 3 р-ии идут почти до конца,поэтому состав конечных прод-в будет опред-ся избират-ной способ-стью Kt.

При получ-ии HNO3, целевая р-ей является (2), а (3) и (4) подавл-ся. Для направл-я пр-са по р-и (2) наилучший Kt из Pt-ого сплава (Pt - Pd - Ro - Ru), позволяющ.достиг.выс.степень превр-я NH3 именно в NO (97-98% при атм.Р; 95-96% при 0,8МПа и 880-920С).

Вычисл-ые при 900С конст-ты равн-я р-й (2-4) К2= РNO4*РH2O6/РNH34*РО25 =1053; K3 =1061 ; К4 =1067. Огром значения свидет-ют о практич. необр-ти. р-ии, т.е. в реал-х условиях окис-е NH3 м. опред-ся только скор-ю этих р-й. Образ-е NO идет только на пов-ти Kt. Pt хорошо адсор-рует О2, слабо NH3, поэтому ск-ть окис-я NH3 опред-ся ск-тью адсор-ции NH3, а последн. ск-тью диффузии NH3. Чтобы пов-ть Kt всегда была покрыта О-ом, необх. избыток по отнош-ю к стехиом. кол-ву в р-ии(2) (не > 30%, т.е. мольное или объемное от-е O2 к NH3 = 1,7-1,9). Содерж. NH3 в АВС поддерж-ся 9,5-10,6% об.

Задача №13.2 Скор-ть окисл. NH3 м. опред-ть по ур-ю 1-го порядка: - dPNH3/dτ = k*PNH3 ,где τ- время контактир.,с; k – конст. ск-ти р-ии, с-1; PNH3 - парц.давл. NH3 на входе в Kt, Па. С увелич. т-ры k увел-ся.

Время превр-я (конверсии) NH3 в NO на Kt при 900С очень мало и выраж-ся ур-ем (при 90-98% конверсии) lgτ = -0,107α+7,02*10-6*α³, где α - степень конверсии, %; τ - время конвер., с. Из-за огром ск-ти окис-я NH3 высоки показ-ли: нагрузка Kt и напряж-ть Kt. Нагрузка Kt - V или масса NH3, подаваемого в конт ап-т в ед-цу времени, м3/ч или кг/ч. Напряж-ть Kt - кол-во NH3 окисляемого на 1 м2 активн. пов. Kt в сутки, кг/м2*сут: g=gNH3*24/Fс , где gNH3 – час-ой расход NH3, кг/ч; Fс - суммар-я активн. пов-ть всех Kt-ых сеток, м2. Pt-ый Kt исп-ся в виде тончайших сеток с диам. нити 0,09мм, размер стороны ячейки 0,22мм. На 1 см2 сетки размещ-ся 1024 яч. Акт-ая пов-ть 1 м² сетки 1,809 м². Акт-ая пов-ть сетки, м2/м2: F = 2αdn1/2,где d – диам. проволоки сетки, см; n - число плетений на 1см2 сетки. Раб. площ. Kt-ой сетки S, м²: S=1,2*100*τ*V0*Tk*P/1,1*m*d*Pk*273(1-1,57*d*n1/2), где 1,2 - коэф-т, учит-ий не полный разлом сеток; V0 – объемн.ск-ть газа при н.у., м3; τ -время конверсии,с; Тk – темп. контакта, К; d – диам. проволоки сетки; Р – атм.давл., МПа; Рk – давл. в контакт. апп-те, МПа; n - число плетений на 1 см2; m - число сеток в комплекте; 1,1 - коэф-т учитыв-ий ур-е времени контакта за счет удлинения нитей при провисании. Pt-ные Kt-s чувствит. к ядам, мех. примесям, маслу, серн. соед-ям, фосфатам, фторидам, хлоридам. Ведутся поиски замены этих Kt-ов из-за их дороговизны, дефецита, отравл-ти, безвозвр.потерь. Из-за большого тепл. эффекта р-ии (2-4) окисл-е NH3 сопровожд-ся разогревом газов. смеси на 67-69С на кажд % окисл-ого NH3,т-ра НГ под сетками 880-920С.

Тепло НГ в начале утилиз. в пароперегр-ле, а оконч в котле-утилиз. При прохожд. газа через котел он перед. тепло питат. воде, котор. испар. и при этом образ-ся насыщ. пар под давл. 1,5 МПа. НГ при этом охлажд. до 250С.

Рассчет процесса парообраз. Пусть в котел-утилиз.(КУ) поступ. тепловой поток величиной 8000 МДж, 98% котор. расх. на получ. пара, а 2%-потери в окр.ср. Расчет массы обра-егося при этом пара рассч. по ф-ле: m=Q/(H11-H1), где Q - тепло для получ-я пара, кДж; H11 - энтальпия насыщ. вод. пара, кДж/кг; H1 - энтальпия питат. воды, кДж/кг (таблицы);

Прим.1.КУ выраб. насыщ. пар. с Р=4,8МПа. В КУ под-ся. питат. вода с темп. насыщ-я. Рассч. массу пара.. Q=8*106*0,98=7840000 кДж. H1=632,2 кДж/кг, H11=746 кДж (при р=4,8 атм.,t=150C). mп=7840000/(2746-632,2)=3709 кг.

Прим.2 КУ выраб. нас. пар с Р=4,8 атм. В КУ под-ся пит. вода с t-ой 30С. На нагрев питат. воды до t насыщ. и на испар. этой воды.: H11=2746 кДж/кг (при150С и Р=4,8атм). H1=126 кДж/кг(при 30С и Р=4,8атм).mп=7840000/(2746-126)=2992 кг Прим.3 КУ выраб пар с Р=4,8атм. и t=400С, пит. вода с t=30C. На нагрев воды до tнасыщ., испар. ее и на перегр. пара до t=400С: H11=3272,3 кДж/кг (при 4,8атм. и 400С), H1=126 кДж/кг (при 4,8атм. и 30С). mп=7840000/(372,3-126)=2491,8 кг.

25.Гомогенное окисление монооксида азота: реакции, равновесие, кинетика и параметры процесса.

25.1. НГ, вых-ие из узла конверсии NH₃ сод-ат NO в кол-ве 9,5-11% об. С водой NO не регир., поэт. для получ-я HNO₃, NO необх-о перевести в хими-ки активные формы оксидов. Превр-е NO протекает по р-ям:

2NO+O₂^↔2NO₂;-114 (1), 2NO2^↔N2O4;-56,9 (2), NO+NO2^↔N2O3,-40,1(3).

Главн. роль играет р-я окис-я NO до NO₂ р-ия (1).

25.2. Завис-ть конст-ты равн-я р-и (1) от темпер-ры выраж-ся ур-ем Боденштейна:

lgK_обр=lgP_NO²* P_O2/ P_NO2² = - 5749/Т+1,75lgТ-0,0005Т+1,8306. Кпрямой р-и =1/Кобрат. р-и, Па^-1.

25.5. С увел. t К ум-ся в соответ-и с принципом Ле-Шат. Р-я (1) протекает с низ ск-тью и имеет важн особен-ть - ее ск-ть ув с уменьш. т-ры. Объясн-е находят в 2-ух стадийности процесса: 4NO+3O₂^↔N₅O₅,<0, быстр р-я. С увел. т-ры, равнов-е смещ-ся влево; 2NO+2N₂O₅^↔6NO₂,<0,медл р-я, опред-ет суммар-ю ск-ть пр-са.

Итоговая р-ция:2NO+O₂^↔2NO₂. Ск-ть р-ии окисл-я опис-ся ур-ем 3-го порядка: -d P_NO/dt=k*P_NO²*P_O2 (4). По ур-ю (4) интегрированием можно получ-ть ур-е, кот исп-ся в техноло-х расчетах: t*k*a²* P²=[a/{(g-1)*(1-a)}]+[1/(g-1)²]*ln[g(1-a)/[g-a], где a-степень окис-я NO, доли ед; t - время окис-я, с; k – конста-та ск-ти р-и, 1/%об²*с; a-половина начальн. кон-ии NO, %об; Р-общее давление газа,атм; g=b/a, отн-е конц-и O₂ в газе к половинной конц-и NO. Конста-та ск-ти р-ии уменьш. с ув-ем т-ры. Особенно мала ск-ть р-и (1) при низк. парц-х Р-ях NO.

25.6. Необх-ть глубокой перераб-ки NOх в кислоту до остаточ конц-и в газе 0,09-0,11% об. и вынуждает сооружать высок абс колонну (45-50 м) с больш межтарельч-ми расстояниями ~1м. В соответ-и с р-ей (2) в газе, содер-ем оксиды азота (IV) устан-ся равновесие между формой NO₂ и ее димером N₂O₄. Если NO₂ имеет желтокоричн. окраску, то N₂O₄ - бесцв. Хим св-ва их одинак. В соот-и с тепл эф-ом р-и равновесная конц-я N₂O₄ увелич. c пониж. t. Конст. равнов-я опред-ся из выр-я: lgK= lgP_NO2²/ P_N2O4= - 2866/Т+lgТ+6,251.Ск-ть прямой и обрат-й р-и (2) велика и опред-ся кинетич ур-ем: dP_N2O4/dt=k* P_NO2². С учетом влияния т-ры на кинетику и равн-ие р-ий (1) и (2) содер-е N₂O₄ особ-но велико в конечных НГ-х при пониж-ых t. Равновесие р-иие (2) играет важн роль и в жидкой фазе. Роль р-ии (3) невелика. Содер-е N₂O₃ в обычн НГ при 25С не превыш 2-3% от всех оксидов азота.

27. Переработка оксидов азота в азотную кислоту: реакции, равновесие, кинетика и параметры процесса.

27.1. Оксиды N взаим. с водой по р-ям: 2NO2г+H2Oж=HNO3р+HNO2р, DН=-116 (1) N2O4г+H2Oж=HNO3р+HNO2р, DН=-59кДж (2); N2O3г+H2Oж=HNO2р, DН=-56кДж (3). Р-ии 1-2 идут с выс скор. HNO₂ – малоуст-е соед-е и распад-я на HNO₃ и NO: 3HNO2р= HNO3р+2NO+H2Oж, DН=75,8 (4). Ск-ть (4) невелика. Для перераб. NOх в HNO₃ необх. ↓t, а для разлож-я HNO₂ -↑ее, поэт. в ускор-и распада HNO₂ важно интенс. перемеш. раств. на тарелке и окис-е HNO₂ в жид ф. раств-м О2 по р-и: 2HNO2р+O2г« 2HNO3ж, DН=-8,96(5)

27.2. Зав-ть ск-ти р-и (4) от t выраж. ур-м: lgk=-6250/T+22,65. Сум. р-я образ-я АК склад. из ур-й (1-4): 3NO2г+H2Oж=2HNO3г+NOг, DН=-136,2 (6). В АК превр. тол. 2/3 NO₂, а 1/3 возвр. в газ. форму в виде вторич. NO (II). Используется абс-я кол. с бол. кол-ом тарелок и объем-ми межтар-ми раст-ми для гомог. окисл. вторич. NO по р-ии 2NO+O2 Û 2NO2, -114 (7). Из 4NH3+5O2=4NO+6H2O, DН=-907 (8), Из реакц. (6 и 7) => что Р-давл по-разн. влияет на пр-сы окисл. NH₃ и перераб. NОх в кис-у. (8) идет с ↑V, => Р на стад. окисл. нужно ↓.(6 и 7) прох-т с ↓V, поэт для глуб. перераб. NOх Р необ.↑. Конст. равн. р-ии (6) K= P_NO* P_HNO3²/ P_NO2³*P_H2O, рассм-ся как произв. 2-х частных const К=K₁^*K₂, где K₁= P_NO / P_NO2³ ; K₂= P_HNO3²/P_H2O. Пр-сс абс-ии осущ. в многотар-й абс-й кол. Перераб. NOх в HNO₃ происх. в ГЖ-м слое ситч. тар. в абс к-е. На тар. пост. НГ.

Для расч. эф-ти пр-са перераб. NO на тар. нужно знать предельные (равнов-е) знач. парц-х Р NO, NO₂, и N₂O₄ кот-е лишь теорет. возм. при дан. t и нач.Р_.

27.3. Осн. на р-ях: 3NO2+Н2ОÛ2НNO3+NO(А), тогда K₁= P_NO / P_NO2³ P_NO = K1* P_NO2³ 2NO₂ÛN₂O₄(В), тогда K₃= P_NO2² / P_N2O4 ; P_N2O4= P_NO2² / K₃. Обоз-м-а,в,с–парц. Р комп-в в исх-м г.; х-кон-е парц. Р NO_2. Выр-м с пом. Кравн. равнов-е парц. Р NO и N₂O₄:

Согл-но (А) кол-во образ-ся NО в 3 раза < кол-ва погл. NO₂. Обоз-м сумм.-ое парц-ое Р высших NО и NO₂ как РNO2(с), тогда т.к. N₂O₄Û2NO₂, общее РNO2(с) без учета димеризации NO₂ м. рассм. как Р_NO2+2 Р_N2O4, тогда убыль NO₂ при поглащ. =: ''в-х'', но (в-х)/3 равно: (в-х)/3 = К₁х³ – а, откуда в-х = 3(К₁х³ – а) (С). С др стороны убыль NO₂ равна: в-х = (в+2с)-(х+2х²/К₃) (Д). Прирав-я (С) и (Д) пол-им: 3К₁х³+2х²/К₃+х= 3а +в+2с. Решив это ур-е, относ-но х=Р_NO2, для изв-х К₁ и К₃, получ. равнов. парц. Р_NO и Р_N2O4.

Кинетика взаим. NO_х с водн. раств-и АК – слож. массообм. пр-сс. Скор. взаим-я зав. от ф.-х. и гидродин. усл-й абс-ии. Скор. пр-са удовл-но опис-ся ур-ем массопер.: V=K*(Dp-p^/); где V- скор. поглощ. NO_х (в пересч. на HNO₃), кг/м²ч; К- коэф. массоп-чи, кг/м²ч*МПа; Dp- сред. движ. сила пр-са, МПа; p^/ -фактор учитыв. насыщ. жид. ф. оксидами N. В промыш. усл-х скорость абс-ции лимитируется скоростью диффузии.

27.4. Эфф-ть пр-са массопер-и опр. КПД, т.е. степ. достиж. равн-я между NOх и р-ром HNO₃ на тар. по фор-е: h=(р_н-р_к)/ р_н-р_р где р_н, р_к, р_р-парц Р NOх на вх. на тар, вых. из нее и равн-ое. h при расч. опр.: h=(8,73*Р^0,15*С_NOх^0,1*a^0,4Н^0,15С_HNO3^0,1/

W^0.26d^10.15S^0.13T^0.87). где Р-общ. Р г., атм; С_NOх-общ. конц. NOх в НГ; a-степ. окисл-ти NOх, доли ед; Н- выс. перелива жид-ти на тар, м; С_HNO3-конц-я HNO₃,% мас; W- скор. г. в полом сеч. к-ны, м/с; d-Ø отв-й ситч. тар, м; S-доля своб сеч-я тар, д.ед; Т-t р-ра на тар, К.