Тепловой баланс процессов, протекающих на первой тарелке

 

Приход тепла с газом

Q₁ = m×C_p×t,

где m - количество поступающих газов, равное 10399,1 нмоль; С_р - средняя молярная теплоемкость газов, равная в пределах 0-100°С 30,0 кДж/(кмоль×°С); t - температура поступающего газа, °С.

Q₁ = 10399,1×30,0×35 = 10800000 кДж.

Приход тепла в результате окисления NO:

Q₂ = m×q,

m – количество окислившегося NO (32 кмоль).

Q₂ = 32× =1805000 кДж.

Приход тепла от образования безводной HNО₃:

Q₃ = m×q =80,8× =2985000 кДж.

Приход тепла от разбавления моногидрата до 65%-го раствора HNО₃:

Q₄ = m×q =80,8×19700=1590000 кДж.

Расход тепла с уходящими газами

Q₁ = m×C_p×t = 10302,8×29,7×35=10720000 кДж.

Определим количество тепла, уносимого охлаждающей водой:

Q = 10800000+1805000+2985000+1590000-10720000=6400000 кДж.

Рассчитываем расход воды на отнятие тепла реакции при начальной температуре воды 20°С и конечной 25°С:

м³/ч.

Для определения поверхности змеевиков принимаем диаметр труб змеевиков 38´2,5 мм и количество труб в секции 36. Скорость воды в трубках составляет:

м/с.

Коэффициент теплоотдачи от кислоты к стенке принимаем равным 2326 Вт/(м²×°С).

Коэффициент теплоотдачи от стенки к воде определяем по уравнению:

,

где d - диаметр трубок, раdный 0,033 м; R - радиус кривизны змеевика, равный 0,95 м; t_ср - средняя температура воды, равная 22,5°С; - скорость движения воды, равная 2,8 м/с

ккал/(м²×ч×°С) = 9130 Вт/(м²×°С).

Находим коэффициент теплопередачи:

,

где d₁ - толщина стояка трубки (0,0025 м); d₂ - толщина накипи на стенках (0,0005 м); l₁ - коэффициент теплопроводности хромо-никелевой стали, равный 17,45 Вт/(м×°С); l₂ - коэффициент теплопроводности накипи, 2,33 Вт/(м×°С).

Вт/(м×°С).

Средняя разность температур составляет

35 35

20 25

Dt_ср= .

Змеевиков на первой тарелке будет:

м;

Объем труб:

м³;

Объем межтарелочного пространства:

м³.

По мере снижения скорости окисления вследствие уменьшения концентрации NO и NO₂ в верхней части колонны можно увеличивать расстояние между тарелками в соответствии с уравнением

где - свободное расстояние между тарелками, м; - давление на данной тарелке, Па; - общая степень абсорбции, достигаемая на n-й тарелке, %,

В.И.Атрощенко совместно с В.С.Багдасаряном, Н.И.Перловым и В.К.Фурсиковой разработан метод расчета равновесного состава нитрозных газов над растворами HNO₃ через степень его окисленности и составлены соответствующие номограммы. При этом используется известное уравнение равновесия для реакции (40) и реакции^

2NO₂ = N₂O₄ + 56940,48 кДж.

,

где - частная константа равновесия NO и NO₂ с НNO₃, ат^-2 [ =f(С_HNO3, t)];

- частная константа равновесия NO₂ с N₂O₄, ат [ =f(t)]; a – парциальное давление NO до абсорбции, ат; b – парциальное давление NO₂ до абсорбции, ат; с – парциальное давление N₂O₄ до абсорбции, ат; x – парциальное давление NO₂ при равновесии, ат.

Обозначим через Р - общее давление газа, ат; a_n - начальную концентрацию всех оксидов азота в исходном газе, в долях ед.; р_n - парциальное давление оксидов в начальном газе; a_н - степень окисления оксидов азота в начальном газе, доли ед.

Тогда:

A = P×a_н(3-2×a_н); или A = р_n(3-2×a_н) = 2р_n(1,5-a_н).

Для определения равновесной степени окисления a_р составлена таблица, в которой a_р приведены в зависимости lg(A/K) и lg (K₁K).

Определив по таблице a_р, можно вычислить равновесный состав газа по уравнениям

; ,

где р_р - парциальное давление всех оксидов азота при равновесии, ат; p_no+2n2o4 - парциальное давление NO + 2N₂О₄ при равновесии, ат.

При этом не учитываем изменения объема газа вследствие реакции.

По таблице находим при

и

равновесная степень окисления оксидов азота составит a_р»0,89, что соответствует предыдущему расчету

.

В таком случае парциальное давление оксидов азота при равновесии

ат,

такое же, как это получено при расчете.

 

 

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.