Расчет энергии на компрессию воздуха и нитрозных газов

 

К газу, выходящему из скоростного холодильника, вводится дополнительный воздух, после чего полученная смесь сжимается турбокомпрессором до 16×10⁵ Па и поступает через холодильник-конденсатор в абсорбционную колонну. Часть воздуха проходит через отбелочную колонну и затем с продувочными газами также направляется в колонну. Для упрощения расчета примем, что в холодильник-конденсатор поступает весь воздух сразу и что образовавшийся в нем конденсат вместе с нитрозными газами также идет в абсорбционную колонну.

Количество воздуха, добавленного в холодильник-конденсатор и в отбелочную колонну, будет: О₂ — 725 кмоль; N₂ — 2727 кмоль; всего - 3452 кмоль. В результате в компрессор нитрозного газа поступает смесь следующего состава:

 

	кмоль	об.%	кг
NO	700,6	6,5
NO2	69,4	0,64
O2	920,4	8,53
H2O	48,0	0,44
N2	9047,5	83,79
Всего	10785,9	100,00

 

Воздух, который необходим для окисления NH₃ и дополнительный сжимаются от 0,95×10⁵ до 8×10⁵ Па.

Количество этого воздуха следующее:

О₂ — 1670 + 725 = 2395 кмоль;

N₂ — 6300+2727 = 9027 кмоль.

Всего — 7970+3452 = 11422 кмоль.

Для сжатия воздуха и нитрозных газов берем трехступенчатый турбокомпрессор центробежного типа с промежуточным охлаждением.

Определим температуру газа па выходе из первой ступени компрессии

, (47)

где Т₁ - температура газа на входе, равная 303 К; Р₁ - давление газа на входе, равное 0,95×10⁵ Па; Р₂ - давление газа после первой ступени сжатия, равное 2,75×10⁵ Па; К - показатель адиабаты, равный 1,4; h - адиабатический коэффициент полезного действия, равный 0,8.

К.

Работу, потребляемую первой ступенью турбокомпрессора, определяем по уравнению

, кДж.

где u - количество сжимаемого воздуха равное 11422 кмоль/ч;.

, кДж.

При внутреннем к.п.д. = 0,8 и механическом к.п.д. = 0,98 мощность, потребляемая первой ступенью турбокомпрессора, составляет

кВт.

В промежуточном холодильнике между первой и второй ступенью компрессора воздух охлаждается от 170 до 40°С.

Определим температуру воздуха после второй ступени сжатия

°С.

Примем, что на пути до теплообменника температура воздуха снижается до 150°С.

Работа, потребляемая второй ступенью компрессора, составляет:

, кДж.

 

Тогда мощность второй ступени турбокомпрессора составляет

кВт.

 

Температура нитрозных газов после третьей ступени компрессора (газ сжимается от 8×10⁵ Па до 16×10⁵ Па, начальную температуру газа примем 40°С):

.

Работа, потребляемая третьей ступенью компрессора, составляет:

, кДж.

 

Тогда

кВт.

Общая мощность привода компрессора составит:

12850 + 13320 + 7650 = 33720 кВт.

Затраты на сжатие газа до 16×10⁶ Па на 1 т продукции (HNО₃) будут:

кВт×ч (1944×10³ кДж).

 

РАСЧЕТ ЭНЕРГИИ, ВЫРАБАТЫВАЕМОЙ В ГАЗОВЫХ ТУРБИНАХ

 

Состав выхлопных газов указан выше. Этот газ подогревается в теплообменнике 9 (см. рис. 4), затем в теплообменнике 7, расширяется в газовой турбине от 13×10⁵ до 4,5×10⁵ Па, подогревается в теплообменнике 8, далее расширяется до 1,5×10⁵ Па и поступает в паровой котел.

В первую ступень газовой турбины выхлопной газ поступает с температурой 790 °С.

Определим температуру газа после расширения в первой ступени:

= 560°С.

Определим температуру газа после расширения во второй ступени:

= 577°С.

Найдем количество тепла, которое несут 9451,94 кмоль выхлопных газов, при температурах 790, 560 и 577°С.

Q₁ = 9451,94×30,9×790 = 230×10⁶ кДж;

Q₂ = 9451,94×30,05×560 = 159×10⁶ кДж;

Q₃ = 9451,94×30,05×577 = 163×10⁶ кДж.

Количество энергии, возвращаемое газовой турбиной в первой и второй ступенях

(230×10⁶-159×10⁶)+ (230×10⁶-163×10⁶) = 138×10⁶ кДж

Мощность газовой турбины при механическом к.п.д. = 0,98 со ставит:

кВт.

при потребности компрессоров 33720 кВт.

Однако общая передача тепла в теплообменниках 7, 8 и 9 218×10⁶ кДж. Недостающую энергию можно взять, если вместо парового котла установить теплообменник с использованием поступающего в него тепла для предварительного подогрева выхлопного газа между теплообменниками 9 и 1.

Q = 163×10⁶- (218×10⁶ - 138×10⁶) = 83,8×10⁶ кДж.

 

РАСЧЕТ ХОЛОДИЛЬНИКА-КОНДЕНСАТОРА

 

Считаем, что температура нитрозного газа понизится до 35°С, а давление нитрозного газа упадет до 158×10⁵ Па.

Упругость паров воды над 65%-ным раствором HNO₃ при этой температуре составляет 1,6×10³ Па (11,6 мм рт.ст.). Это соответствует:

%.

Допустим, NO окислится на 95 %. Тогда на его окисление потратится О₂:

кмоль.

На выходе из холодильника газ содержит х паров воды. Найдем его, составив равенство

,

Откуда х = 10,1 кмоль.

Сконденсируется паров воды:

48-10,1=37,9 кмоль.

В этом количестве воды растворится y моногидрата с образованием 65%-ого раствора кислоты:

; y= 1000 кг = 15,9 кмоль.

Состав конденсата: НNO₃ – 15,9 моль (1000 кг); Н₂О – 29,9 кмоль (539 кг). Всего – 45,8 кмоль (1539 кг).

Вследствие окисления получится NO₂

69,4+700,6×0,95 = 735,0 кмоль,

останется NO

700,6(1-0,95) = 35,0 кмоль.

Образование НNO₃ определяют по уравнению достижения равновесия второй реакции с учетом коэффициентов достижения равновесия, зависящих от основных технологических параметров в конструктивных особенностей тарелок.

Расчет ведем от тарелки к тарелке до достижения расчетной степени поглощения оксидов азота, тем самым определяем необходимое число тарелок.

Объемная скорость нитрозного газа u при 25°С и среднем давлении

Р= Па;

м³/с.

Принимая линейную скорость газа w в свободном объеме равной 0,4 м/с, найдем площадь сечения абсорбционной колонны

м².

Диаметр колонны:

м.

Примем расстояние между слоем жидкости в нижней части колонны и первой тарелкой равной 1 м. Тогда окислительный объем под первой тарелкой составит

м³,

а секундный объем проходящего газа:

м³/с.

Время пребывания нитрозного газа в окислительном объеме под первой тарелкой составит:

с.

Для определения степени окисления NО за это время воспользуемся уравнением

где t — время окисления, с; К — константа скорости реакции; 2а — концентрация NО, об.%; Р —общее давление газа, ат; g - отношение содержания О₂ к половинному количеству NО, g=b/a.

Представляем следующие значения величин:

2а=0,41; а = 0,205; b = 5,64; Р = 15,8; t = 2,45; g=5,64/0,205=27,5; при 35°С К = 0,00408, и определим a:

^-__ = = 27,5; при 35°С К = 0,00408, и определяем а:

.

Отсюда a = 0,72.

Образовалось NО₂, останется О₂:

920,4-333=587,4 кмоль.

После реакции (40) останется NО₂:

735— 1,5×15,9 = 711,1 кмоль

И образуется NO

35 + 0,5×15,9 = 43,0 кмоль.

Состав газа после холодильника-конденсатора

	кмоль	об.%
NO	43,0	0,41
NO2	711,1	6,73
O2	587,4	5,64
H2O	10,1	0,10
N2	9047,5	87,12
Всего	10399,1	100,00

Правильность результата будет проверена дальше.

 

РАСЧЕТ ПРОЦЕССА АБСОРБЦИИ ПО ТАРЕЛКАМ

 

Число тарелок абсорбционной колонны рассчитывают по реакциям (39) и (40), определяющим скорость процесса образования азотной кислоты.

Образование NО₂ рассчитывают повремени пребывания нитрозных газов в свободном окислительном объеме между тарелками:

43×0,72=32 кмоль.

После окисления получается NО₂

711,1 +43×0,72 = 742,1,

остается NО

43(1 —0,72) = 12,0

и О₂ в газе:

587,4 — 43×0,72×0,5 = 571,9.

Состав газа после окисления под первой тарелкой будет следующим:

	кмоль	об.%
NO	12,0	0,11
NO2	742,1	7,12
O2	571,9	5,48
H2O	10,1	0,10
N2	9047,5	87,11
Всего	10383,6	100,00

Скорость массообмена между оксидами азота и растворами НNО₃ расcчитаем по коэффициентам скорости достижения равновесного состояния.

Равновесную концентрацию NO₂ х над 65%-ным раствором НNO₃ на первой тарелке согласно реакции (40) определяем но уравнению

. (48)

где – константа равновесия, ат^-2; – константа равновесия, ат^-2; х – равновесное парциальное давление начального газа, соответственно NO, NO₂, N₂O₄, ат.

Частные константы равновесия определяем по уравнениям Терещенко, Панова, Позина и Боденштейна:

,

.

, .

Парциалыгое давление оксидов азота в газе, поступающем на первую тарелку под давлением 15,8 ат, следующее:

 

	NO	NO2+2N2O4
Количество, кмоль		742,1
Давление, ат	0,018	1,13

 

Подставляя значение величин в уравнение (48), определяем х:

, откуда х = 0,275 ат = 0,278×10⁵ Па.

Парциальное давление всех оксидов азота в состоянии равновесия (в конечном газе):

р_р =

Па.

Парциальное давление всех оксидов азота в начальном газе

р_н = а+b+2с = 0,018+1,13= 1,148 (ат) = 1,16×10⁵ Па.

Уменьшение парциального давления оксидов азота вследствие их частичного превращения в НNO₃ составит:

Dр_т = р_н - р_р = 1,148 —0,967 = 0,181 (ат) =0,183×10⁵ Па.

К.п.д. тарелки:

.

где h - к.п.д. тарелки, доли ед.; Р - давление газа, атм; - концентрация исходного нитрозного газа, об.%; a- окисленность нитрозного газа, доли ед.; Н - высота перелива жидкости на та­релке, м; , - концентрация HNО₃, %; w - скорость газа в полном сечении колонны, м/с; d - диаметр отверстий в ситчатой тарелке, м; S - свободное сечение ситчатой тарелки, доли ед.; Т - температура кислоты, К; 8,73 - коэффициент А, учитывающий изменение концентрации газа.

С учетом к.п.д. тарелки практическое уменьшение парциального давления оксидов азота:

Dр_пр = Dр_т ×h = 0,181×0,568=0,104×10⁵ Па.

Количество оксидов азота, превращенных в HNO₃, составляет:

кмоль.

На образование кислоты по реакции (40) расходуется NО₂:

1,5f = 1,5×67,53 = 101,3 (кмоль).

При этом по той же реакции регенерировалось NO

0,5f= 0,5×67,53 = 33,77 (кмоль).

После первой тарелки в газе содержится

NО₂ — 742,1 — 101,3 = 640,8 (кмоль);

NО — 12,0 + 33,77 = 45,77 (кмоль).

На образование моногидрата кислоты расходуется воды:

0,5f= 0,5×67,53 = 33,77 (кмоль).

Состав газа после первой тарелки будет следующим:

	кмоль	об.%
NO	45,77	0,44
NO2	640,8	6,21
O2	571,9	5,54
H2O	10,0	0,10
N2	9047,5	87,71
Всего	10316,07	100,00

 

Определим количество кислоты, образующейся на верхних тарелках колонны

994,0 0,9999 - 67,53 = 926,37 кмоль,

где 994,0 - общее количество оксидов азота; 0,9999 - степень абсорбции оксидов азота; 67,53 - количество кислоты, образовавшейся на первой тарелке.

Количество Н₂О в кислоте, стекающей с первой тарелки 1880+33,77=1913,77 кмоль,

где 1880 - количество Н₂О, заключенное в продукционной HNO₃; 33,77 - количество Н₂О, необходимое для образования моногидрата на первой тарелке.

Определим концентрацию кислоты, стекающей со второй тарелки

=63,56 %.

Снижение давления за счет гидравлического сопротивления

,

где w - линейная скорость газа в свободном сечении колонны, м/с; d – диаметр отверстий на тарелках, мм; S - свободное сечение отверстий на тарелках, %; g - плотность 65 и 26%-ной кислоты, кг/м³.

Тогда

Па.

Объемная скорость газа:

м³/с.

Слой жидкости на тарелках принимаем равным 70 мм, высоту свободного окислительного объема 0,5 м, расстояние между первой и второй тарелками:

м³/с.

Продолжительность пребывания газа между первой и второй

тарелками

с.

Затем расчет повторяется как и в случае первой тарелки.

 

Расчет карбамида (NН₂)₂СО, стр 486-509 (Лобойко)

 

Карбамид - концентрированное азотное удобрение для разных почв под различные сельскохозяйственные культуры. В животноводстве применяется как заменитель протеина.

Синтез карбамида осуществляется при температуре 458-468 К и давлении 19-20 МПа из жидкого аммиака и газообразной двуокиси углерода по суммарной реакции:

NH₃ + CO₂ = CO(NH₂)₂ + H₂O (48)

Реакция протекает в две стадии по уравнениям:

NH₃ + CO₂ = NH₂COONH₄ + 125,69 кДж (49)

2COONH₄ = NH₂-CO-H₂N + H₂O - 15,51 кДж (50)

Технологический процесс производства карбамида состоит из следующих стадий:

·Синтез карбамида;

·Дистилляция плава;

·Концентрирование раствора карбамида;

·Гранулирование концентрированного раствора карбамида.

Быстрый рост производства карбамида обусловлен усовершенствованием его технологии и конструктивного оформления процесса синтеза, успехами химического машиностроения, а также доступностью и дешевизной исходного сырья.

Технологическая схема производства карбамида изображена на рисунке 5.

 

Рис. 5. Технологическая схема производства карбамида:

1 - углекислотный компрессор; 2 - колонна синтеза; 3 - разлагатель первой ступени; 4 - разлагатель второй ступени; 5 - подогреватель; 6 - газосепаратор; 7,8 - вакуум-кристаллизаторы; 9, 27 - центробежные насосы; 10 - центрифуга; 11 - эжектор; 12 - сборник; 13 - вентиляторы; 14 - циклон; 15 - плавитель; 16 - грану­ляционная башня; 17 - конвейер; 18 - сушилка; 19 - калорифер; 20, 21 - конденсаторы-абсорберы аммиака и С0₂; 22 - промывная колонна; 23 - теплооб­менник к промывной колонне; 24 - конденсатор; 25 - буферная емкость; 26 - плунжерные насосы

 

 

Материальный баланс

 

Производительность установки (в расчете на 100%-ый карбамид), т/год	330000,000
Состав жидкого аммиака: Аммиак, % Вода, %	99,800 0,200
Состав экспанзерного газа, об.% СО2 О2 Азото-водородная смесь, об.%	96,000 0,520 3,380
Содержание аммиака в растворе УАС, %	30,000
Давление в колонне синтеза, МПа	14,000
Температура, К	452,000
Мольное соотношение компонентов на входе в колонну синтеза NH3:CO2:H2O	3,4:1:0,5
Степень превращения карбамата аммония в карбамид в колонне синтеза (r=45 мин.), доли ед., h	0,570
Потери карбамида, доли ед. При дистилляции При упаривании (в т.ч. безвозвратные) При кристаллизации (безвозвратные)	0,050 0,010 0,005 0,010

 

Расчет годового выпуска при 330 рабочих дня в год:

кг/год.

Стехиометрический выход NH₃ и CO₂ в соответствии с реакцией 49 составит:

 

кг NH₃,

кг СО₂,

где 17; 44; 60 – молярные массы соответственно NH₃, СО₂, (NH₂)₂СО; 1,07 – коэффициент, учитывающий потери карбамида.

Практический выход реагентов в цикле с учетом их мольного соотношения и степени превращения составит:

кг/т;

кг/т;

кг/т.

Масса NH₃, СО₂, H₂О, которые направляются в цикл с раствором угле-аммонийных солей (УАС), определяется следующим образом.

Обозначим массовые доли компонентов NH₃, СО₂, H₂О в УАС соответственно a, b, g. В соответствии с практическими данными a=30%, т.к. a+b+g=1, то g=0,7-b.

Тогда:

;

где П – потери карбамида при дистилляции и выпаривании за исключением безвозвратных потерь:

П = 0,05+0,01-0,005 = 0,055.

кг/т;

;

.

Масса свежего и оборотного аммиака без учета того, что возвращается с УАС:

Масса воды, введенной со свежим и оборотным аммиаком:

;

;

где 0,002 – содержание воды в аммиаке.

Кроме того, массу воды, введенной со свежим и оборотным аммиаком, можно определить из равновесия:

;

Следовательно:

Тогда: b=0,4858, g=0,7-0,4858=0,2142.

Определим массу воды, которая приходит с раствором УАС:

кг/т;

кг/т.

Всего в цикл с раствором УАС поступает:

кг/т.

Масса свежего и оборотного аммиака без учета аммиака, поступающего с УАС:

кг/т.

Масса воды, введенной со свежим и оборотным аммиаком:

кг/т.