Производство серной кислоты контактным методом. Термодинамические и кинетические расчеты. Определение контактной зоны промышленного реа

Министерство  образования и науки РФ

Российский  химико-технологический университет  им. Д.И.Менделеева

Кафедра общей химической технологии

 

 

 

 

 

 

Курсовая  работа

по  дисциплине «Общая химическая технология»

на  тему:

Производство серной кислоты контактным методом. Термодинамические и кинетические расчеты. Определение контактной зоны промышленного реактора.

 

 

 

 

 

Выполнили: Ложкин Б.В.

Проверил: Сажин  В.Б.

 

 

 

 

Москва 2008

Исходные  данные

Состав обжигового газа после обжига серосодержащего  сырья в атмосфере воздуха в объемн. %:

c (SO₂) = 15,0,

c (SO₃) = 0,5,

c (H₂O) = 7,0,

c (O₂) = 2,8,

c (N₂) = 74,7.

Перед подачей  в реактор газ подвергается осушке и очистке от SO₃, а также дополнительно разбавляется сухим воздухом до содержания SO₂, равного 8,8 объемн. %.

Окисление SO₂ осуществляется в несколько стадий контактирования в каталитическом реакторе с промежуточными теплообменниками между слоями катализатора.

Производительность  установки  составляет 1900 тонн 100 %-ной серной кислоты в сутки.

Температура зажигания 693К, давление 1 атм.

 

Расчетная часть

1. Расчет состава реакционной смеси перед реактором.

После очистки и осушки газа доли составляющих смеси будут следующими:

с_SO2 = V_SO2/(V_SO2+V_O2+V_N2) = 15,0/(15,0+2,8+74,7) = 0,1621;

с_O2 = V_O2/(V_SO2+V_O2+V_N2) = 2,8/(15,0+2,8+74,7) = 0,0303;

с_N2 = V_N2/(V_SO2+V_O2+V_N2) = 74,7/(15,0+2,8+74,7) = 0,8076.

Тогда коэффициент разбавления воздухом газа равен υ = 16,21/8,8 = 1,84.

Приняли, что в воздухе содержится 21% О₂ и 79% N₂, тогда доли составляющих смеси перед реактором:

с_SO2 = 0,088,

c_O2 = (3,03+0,84*0,21)/184 = 0,112,

c_N2 = (80,76+0,84*0,79)/184 = 0.800.

2. Определение зависимости скорости реакции от температуры для следующих значений степени превращения 0,7; 0,75; 0,8; 0,85; 0,89; 0,92; 0,95; 0,99. ∆Т=25 К.

Воспользуемся уравнением Иванова – Борескова:

r = , где a, b - начальные концентрации SO₂ и O₂, доли; Р - общее давление, атм; К_равн – константа равновесия, определяемая из уравнения:

lg(K_равн) = 4905,5/Т-4,6455;

К – константа  скорости реакции, 1/(атм×с), определяемая из уравнений:

при 650 К≤ Т ≤ 803 К    lgK = ,

         при Т > 803 К      lgK = 1.36.

 Результаты вычислений занесли в таблицу:

	６５０	６７５	７００	７２５	７５０	７７５	８００	８２５	８５０	８７５	９００	T
	0,59	0,69	0,8	0,92	1,05	1,18	1,33	1,36	1,36	1,36	1,36	К
	796	418	230	132	78	48	30	20	13,3	9,1	6,4	Кравн
0,7	0,1959	0,2291	0,2654	0,3044	0,345	0,3808	0,4098	0,3783	0,2857	0,0972	-0,2649
0,75	0,1611	0,1883	0,218	0,2496	0,2815	0,3068	0,3187	0,2691	0,1401	-0,1227	-0,6274
0,8	0,127	0,1484	0,1716	0,1959	0,2187	0,232	0,2225	0,1457	-0,0399	-0,4181	-1,1445
0,85	0,0938	0,1096	0,1263	0,1429	0,1557	0,154	0,1142	-0,0078	-0,2906	-0,8666	-1,9731
0,89	0,0679	0,0792	0,0907	0,1008	0,1039	0,085	0,0062	-0,1817	-0,6086	-1,4781	-3,1485
0,92	0,0489	0,0567	0,0642	0,0686	0,0618	0,0225	-0,1073	-0,388	-1,0199	-2,3068	-4,7791
0,95	0,0301	0,0345	0,0373	0,0339	0,0103	-0,069	-0,3059	-0,7911	-1,877	-4,0889	-8,338
0,99	0,0047	0,0015	-0,0129	-0,064	-0,229	-0,6993	-2,0387	-4,7078	-10,663	-22,793	-46,095
x

 

 

3. Расчет значений равновесной степени превращения SО₂ (χ^равн) в зависимости от температуры в диапазоне варьирования температуры 650-900 К.

Вычисляем χ^равн методом последовательных приближений по формуле:

K_равн = x_равн|(1-x_равн)[(1-0,5*a*x_равн)/(P(b-0,5*a*x_равн))]^0,5

где a - объемная доля SO₂, b – объемная доля О₂, Р – давление, интервал варьирования температуры 25 К. Результаты вычислений занесли в таблицу:

Т, К	Кравн	χравн
650	796	0,99532
675	418	0,99113
700	230	0,98403
725	132	0,97260
750	78	0,95471
775	48	0,92893
800	30	0,89196
825	20	0,84782
850	13,3	0,79002
875	9,1	0,72364
900	6,4	0,65209

 

4. Построение оптимальной температурной последовательности.

По данным таблицы  построили графики зависимости r = f(T) и линию оптимальных температур (ЛОТ) r =max(f(T)) (см. Приложение 1).

 

5. На диаграмму χ – Т вместе с равновесной линией χ^равн – Т нанесли найденные значения Т_опт и построить ЛОТ (см. Приложение 1).

 

6. Ограничили область протекания процесса окисления в реакторе величиной скорости реакции r = 0.8r_max для каждого выбранного χ.

Результаты  занесли в таблицу:

χ	rmax	0.8rmax
0,7	0,415	0,332
0,75	0,321	0,257
0,8	0,237	0,190
0,85	0,179	0,143
0,89	0,107	0,086
0,92	0,071	0,057
0,95	0,038	0,030
0,99	0,005	0,004

 

Отметили их на диаграмме r – T. На диаграмме χ – Т построили линии χ – Т_0,8max (см. Приложение 1).

Для построения адиабаты по формуле T = T₀ + Q*a/Cp необходимо посчитать тепловой эффект реакции и среднюю теплоемкость смеси. Тепловой эффект реакции Q считается по формуле:

Q(SO₂ => SO₃) = 24205 – 2.21*T = 24205 – 2.21*693 = 22675 кал/моль = 94775 Дж/моль.

Для подсчета теплоемкости смеси сначала посчитаем теплоемкость каждого её компонента:

Ср(N₂) = a + bT = 27.9 + 4.3*10^-3*693 = 30.8 (Дж/К*моль)

Ср(O₂) = a + bT + c/T² = 31.5 + 3.4*10^-3*693 – 3.8*10⁵/693² = 33 (Дж/К*моль)

Cp(SO₂) = a + bT + c/T² = 46.2 + 7.9*10^-3*693 – 7.7*10⁵/693² = 50 (Дж/K*моль)

Ср(смеси) = p_i*x_i = 30.8*0.8 + 33*0.112 + 50*0.088 = 32.7 (Дж/K*моль)

Таким образом  для адиабаты получаем формулу T = T₀ + 94775*0.088/32.7 = T₀ + 255 K. Тангенс угла наклона прямой с учетом масштаба будет равен tgα = 10/(ΔT*0.1) = 0.3925. Таким образом угол α ≈ 22 градуса. На диаграмме χ – Т изобразили температурный режим окисления в каталитическом реакторе.

 

7. Определили графически значения χ и Т на входе и выходе каждого слоя катализатора.

 

Слой	χн	χк	Тн	Тк
1	0	0,63	693	849
2	0,63	0,84	750	803
3	0,84	0,95	705	733

 

 

8. Расчет  объема катализатора.

Для расчета  объема катализатора в каждом слое воспользуемся формулой

где V₀ – объемный расход (или объемная скорость), м³/с; = τ – время пребывания в каждом слое катализатора.

Производительность  установки (V₀) в 1900т 100% H₂SO₄ в сутки соответсвует 1900000*22.4/98/24/3600 = 5 м³/сек SO₃ что соответствует 5/0.088/0.95 = 60.12 м³/сек газовой смеси.

Для нахождения τ построили график зависимости 1/r – χ (см. Приложение 2) по следующим данным:

x	r	1/r
0,97	0,02	50
0,95	0,038	26,31579
0,92	0,065	15,38462
0,89	0,105	9,52381
0,85	0,16	6,25
0,8	0,237	4,219409
0,75	0,32	3,125
0,7	0,412	2,427184
0,6	0,59	1,694915
0,5	0,774	1,29199
0,37	1	1
0,2	1,34	0,746269
0,1	1,535	0,651466
0,05	1,635	0,611621

 

Численные значения d χ/r находили графически. Результаты записали в таблицу:

 

Слой	τ, с	Vк, м3
1	0,63	37,88
2	0,683	41,06
3	1,32	79,36
∑	2,633	158,30

 

Итак, суммарный  объем катализатора составляет ~158,3 м³.