oxy hóa SO2 trong sản xuất axit

thiết kế tháp oxy hóa SO2 trong công nghệ sản xuất axit sunfuaric theo phương pháp tieepx xúc kép .......................................................................................................

ĐỒ ÁN CHUYÊN NGÀNH GVHD: QUÁCH THỊ PHƯỢNG LỜI NÓI ĐẦU Từ lâu axit sunfuric hóa chất quan trọng ngành công nghiệp sản xuất Sản lượng axit sunfuric quốc gia đánh giá số swucs mạnh cơng nghiệp quốc gia nước ta nay, có số nhà máy sản xuất axit sunfuric với suất tương đối lớn, áp dụng công nghệ sản xuất đại Thế giới Để đơn giản hóa dây chuyền sản xuất nhiều nhà máy áp dụng dây chuyền sản xuất axit sufuric từ nguyên liệu lưu huỳnh theo phương pháp tiếp xúc kép Đề tài “ Thiết kế cơng đoạn oxy hóa SO2 phân xưởng sản xuất axit sunfuric theo phương pháp tiếp xúc kép với nằn suất 300000 tấn/năm.” Là công việc tập làm kỹ sư sinh viên Nhờ giảng dạy tận tình thầy Bộ mơn Cơng nghệ hợp chất vô cơ, đặc biệt bảo nhiệt tình Qch Thị Phượng, đồng thời giúp đỡ bạn bè nghiệm túc , nỗ lực thân em hòa thành nhiệm vụ đồ án mơn học Tuy nhiện kiến thức hạn hẹp, nên đồ án nhiều thiếu sót Em mong nhận nhiều góp ý từ thày để em hồn thiện kiến thức hồn thành tốt thiết kế sau Em xin chân thành cảm ơn! Hà Nội, ngày tháng năm 2018 Sinh viên thực Nguyễn Thị Huệ SVTH: NGUYỄN THỊ HUỆ ĐỒ ÁN CHUYÊN NGÀNH GVHD: QUÁCH THỊ PHƯỢNG MỤC LỤC PHẦN I: GIỚI THIỆU CHUNG 1.1: Giới thiệu axit sunfuric .4 1.2.Tính chất axit sunfuric 1.3.Tính chất khí SO2 10 SO3 1.4.Nguyên liệu xuất: .11 1.4.1 Lưu tố 11 sản huỳnh nguyên 1.4.2 pyrit .12 1.4.3 Một số khác 13 Quặng nguyên liệu PHẦN II: CƠ SỞ HÓA LÝ: 2.1.Chế tạo SO2 15 khí 2.2.Làm tạp chất khí 16 hợp khỏi hỗn 2.3.Oxi hóa SO2 SO3 18 2.3.1 Phản hóa .18 2.3.2 Các chất xúc hóa 19 2.3.3 Cơ chế phản rắn 20 ứng tác 2.3.4 Động ứng 21 2.3.5 Điều kiện vanadi .22 oxy thành ứng dùng bề hóa để mặt học oxy xúc oxy tác phản xúc SVTH: NGUYỄN THỊ HUỆ tác ĐỒ ÁN CHUYÊN NGÀNH GVHD: QUÁCH THỊ PHƯỢNG 2.3.6 Ảnh hưởng trình truyền chất nên phản ứng oxy hóa 24 2.4.hấp thụ SO3 axit .25 PHẦN III: CHỌN VÀ BỊ .28 BIỆN LUẬN DÂY thành CHUYỀN, THIẾT 3.1 Lập luận chọn dây xuất 28 chuyển sản 3.2 Thuyết minh quy xuất .29 trình sant 3.3 Chọn thiết 30 bị 3.3.1 Tháp hóa .30 oxy 3.3.2 Tháp thụ 32 hấp PHẦN IV: TÍNH TỐN THIẾT BỊ CHINHs 4.1 Tính thành phần khí lò 33 4.2 Tính cân vật chất 35 4.3 Tính cân nhiệt lượng 42 4.4 Tính khí .48 4.4.1 Xây dựng đường cân băng đượng nhiệt độ thích hợp 48 4.4.2 Xác địnht hời gian tiếp xúc 52 4.4.3 Tính lượng xúc tác chiều cao lớp xúc tác 57 4.4.4 Một số chi tiết tháp tiếp xúc 60 PHẦN V: CÂN BẰNG NHIỆT THIẾT BỊ TRAO ĐỔI NHIỆT 5.1 Thiết bị trao đổi Nhiệt số 64 5.2 Thiết bị trao đổi nhiệt số 65 5.3 Thiết bị trao đổi nhiệt số .66 SVTH: NGUYỄN THỊ HUỆ ĐỒ ÁN CHUYÊN NGÀNH GVHD: QUÁCH THỊ PHƯỢNG 5.4 Thiệ bị người nước số .67 5.5 Tháp hấp thụ trung gian 68 5.6 Thiết bị trao đổi nhiệt số 71 5.7 Thiết bị trao đổi nhiệt số .72 TÀI LIỆU KHẢO 74 THAM SVTH: NGUYỄN THỊ HUỆ ĐỒ ÁN CHUYÊN NGÀNH GVHD: QUÁCH THỊ PHƯỢNG PHẦN I: GIỚI THIỆU CHUNG 1.1 Giới thiệu axit sunfuric: 1.1.1 Ứng dụng axit sunfuric đời sống Axit sunfuric sử dụng rộng rãi nhiều lĩnh vực khác Trong cơng nghiệp hóa chất axit sunfuaric dùng để sản xuất phân bón, axit vơ ( axit photphoric, hydro floric ), muối sunfat kim loại khác nhau, sản xuất thuốc nhuộm, chất mà vô số hợp chất khác Một lượng lớn axit sunfuric đặc biệt dạng oleum dùng công nghệ tổng hợp hữu cơ, tổng hợp anilin, vật liệu sợi tổng hợp Axit sunfuric dùng làm mơi trường hút nước dung dịch axit sản phẩm từ than đá Trong công nghiệp gia công kim loại, dùng axit sunfuric để làm mạng oxit bề mặt kim loại nhiều kĩnh vực công chất nghiệp khác Có thể nói sản lượng axit sunfuric số tốt sức mạnh công nghiệp quốc gia 1.1.2: Tình hình sản xuất tiêu thụ axit sunfuric 1.1.2.1: Thế giới Bởi đặc tính quan trọng axir sunfuric nhu cầu lớn từ ngành công nghiệp hóa học mà sản lượng axit sunfuric giới ngày tăng Trên giưới hàng năm sản xuất 160 triệu H 2SO4 Trong Mỹ coi nước sản xuất axit sunfuric lớn giới sản lượng 32 triệ /năm (2001) Tuy nhiên nay, Trung Quốc coi nước sản xuất H 2SO4 lớn rên Thế Giới Theo Hội aixt sunfuric Trung Quốc , năm 2003 Trung quốc vượt Mỹ trở thành nước đứng đàu Thế Giới sẳn xuất axit sunfuric với sản lượng 33,7 triệu Dến năm 2004, sản lượng lên tới 35 triệu tấn, sản lượng Mỹ giảm nhẹ Sản lượng axit sunfuric Trung Quốc ứng phần lớn nhu cấu nước, lượng nhập ngày giảm SVTH: NGUYỄN THỊ HUỆ ĐỒ ÁN CHUYÊN NGÀNH GVHD: QUÁCH THỊ PHƯỢNG Trong giai đoạn 1995-2005 tiêu thụ axit sunfuric giới tăng 29% so với giai đoạn trước đó, theo đánh giá nhà chun mơn tiêu thụ axit sunfuric sec ăng lên 2,6% giai đoạn 2005-2010 Các nước XHCN Châu Á thị trường tiêu thụ chính, chiếm khoảng 23% lượng tiêu thụ tồn giới, sau Mỹ khoảng 20% Các nước Châu Phi, Trung Nam Mỹ, Tây Âu tiêu thụ khoảng 10% Năm 2005 thé giới tiệu thụ 190 triệu axit sunfuric với giá trị tương đượng khoảng 10 tỉ USD SVTH: NGUYỄN THỊ HUỆ ĐỒ ÁN CHUYÊN NGÀNH GVHD: QUÁCH THỊ PHƯỢNG Biểu đồ tiêu thụ axit sunfuric Thế giới năm 2005 1.1.2.2: Việt Nam Việt Nam axit sunfuric sử dụng với lượng lớn để phục vụ cho nến cơng nghiệp hóa nước nhà Trong nhu cầu sửu dụng axit sunfuric ( 97%) 32000 /năm (1997) Năn lực sản xuất 350000 tấn/năm (2001) Một số nhà máy sản xuất axit sunfuric lớn nước ta nay: - Nhà máy Supephôtphat Lâm Thao-Phú Thọ : sản xuất H 2SO4, từ quặng pyrit phối trộn với lưu huỳnh hóa lỏng nhập H 2SO4,được sản xuất theo phương pháp tiếp xúc, xúc tác V2O5, suất đạt 360 tấn/ngày - Nhà máy Supe lân Long Thành-Bến Tre : hàng năm sản lượng H 2SO4 đạt khoảng 80.000 tấn/năm với nguyên liệu quặng sulfua sắt, sản xuất theo phương pháp tiếp xúc, xúc tác V2O5 - Nhà máy hóa chất Tân Bình : sản xuất H 2SO4, kỹ thuật từ nguyên liệu lưu huỳnh theo phương pháp tiếp xúc H2SO4 tinh khiết sản xuất cách chưng cất H 2SO4 kỹ thuật 1.2 Tính chất axit sunfuric oleum: Trong hóa học, axit sunfuric xem hợp chất anhydrit sunfuric với nước Công thức hóa học SO3.H2O H2SO4, khối lượng phân tử 98,08 Trong kỹ thuật, hỗn hợp theo tỷ lệ SO3 với H2O gọi axít sunfuric Nếu tỷ lệ SO3 : H2O< gọi dung dịch axít sunfuric, SO3 : H2O > gọi dung dịch SO3 axít sunfuric hay ơleum Thành phần dung dịch axít sunfuric đặc trưng phần trăm khối lượng H2SO4 SO3 Axít sunfuric khan chất lỏng không màu, sánh (khối lượng riêng 200˚`C 1,8305 g/cm3), kết tinh 10,37°C Khi đun nóng áp suất thường (760 mmHg) đến nhiệt độ 296,2°C axít sunfuric bắt đầu sơi bị phân huỷ tạo thành hỗn hợp đẳng phí chiếm 98,3 % H2SO4 1,7 % H2O Hỗn hợp đẳng phí sơi 336,5°C SVTH: NGUYỄN THỊ HUỆ ĐỒ ÁN CHUYÊN NGÀNH GVHD: QUÁCH THỊ PHƯỢNG Axít sunfuric kết hợp với nước SO3 theo tỷ lệ tạo thành số hợp chất có tính chất khác 1.2.1: Nhiệt độ kết tinh Dung dịch có nồng độ axít sunfuric ơleum xem hỗn hợp hai số hợp chất khác sau: H 2O, H2SO4.4H2O, H2SO4.2H2O, H2SO4.H2O, H2SO4, H2SO4.SO3, H2SO4.2SO3 , SO3 Từ cho thấy: Nhiệt độ kết tinh dung dịch axít sunfuric ơleum tương đối cao, chí nhiệt độ vài chục độ Vì người ta quy định nghiêm ngặt nồng độ axít sunfuric ôleum tiêu chuẩn cho chúng không bị kết tinh trình sản xuất, vận chuyển bảo quản Từ tính chất giúp cho ta lựa chọn thành phần axít sản xuất phải gần với điểm cực tiểu đồ thị kết tinh 1.2.2: Nhiệt độ sôi áp suất Quan hệ nhiệt độ sơi nồng độ axít biểu diễn đồ thị sau: SVTH: NGUYỄN THỊ HUỆ ĐỒ ÁN CHUYÊN NGÀNH GVHD: QUÁCH THỊ PHƯỢNG Qua đồ thị ta thấy rằng: + Khi tăng nồng độ: nhiệt độ sôi dung dịch axít sunfuric tăng, đạt cực đại (336,5°C) 98,3 % H2SO4 sau lại giảm + Khi tăng hàm lượng SO3 tự do: nhiệt độ sôi ôleum giảm từ 296,2°C (ở 0% SO tự do) xuống 44,7°C (ở 100% SO3– tức nhiệt độ sôi SO3) + Khi tăng nồng độ, áp suất dung dịch axít giảm, đạt cực tiểu 98,3 % H 2SO4, sau lại tăng Áp suất ơleum tăng tăng hàm lượng SO3 tự Có thể tính áp suất dung dịch axít sunfuric ơleum theo cơng thức sau: lgP = A-B/T Trong đó: P (1 – 1) : Áp suất hơi, mmHg A, B: Các hệ số phụ thuộc vào nồng độ axít ôleum Áp suất riêng phần H2SO4 dung dịch axít sunfuric nhiêt độ khác tính theo cơng thức giá trị A, B có khác Nói chung dung dịch axít sunfuric ơleum có thành phần khác với thành phần pha lỏng Chỉ dung dịch 98,3% H2SO4 thành phần pha nước thành phần pha lỏng 1.2.3 Khối lượng riêng SVTH: NGUYỄN THỊ HUỆ ĐỒ ÁN CHUYÊN NGÀNH GVHD: QUÁCH THỊ PHƯỢNG Khi tăng nồng độ, khối lượng riêng dung dịch axít sunfuric tăng, đạt cực đại 98,3% H2SO4, sau giảm Khi tăng hàm lượng SO3 tự do, khối lượng riêng ôleum tăng, đạt cực đại 62% SO3 tự do, sau lại giảm Khi tăng nhiệt độ, khối lượng riêng axít sunfuric oleum giảm Áp dụng tính chất này, sản xuất, người ta xác định nồng độ dung dịch axít sunfuric có nồng độ thấp 95% không lẫn nhiều tạp chất 1.2.4 Nhiệt dung Khi tăng nồng độ, nhiệt dung dung dịch axít sunfuric giảm Ngược lại, tăng hàm lượng SO3 nhiệt dung ôleum lại tăng Khi tăng nhiệt độ, nhiệt dung axít ơleum tăng SVTH: NGUYỄN THỊ HUỆ 10 ĐỒ ÁN CHUYÊN NGÀNH GVHD: QUÁCH THỊ PHƯỢNG [] = 65.106 N/m2 ;  = 0,95; bảng VIII.8[5-362] Vì nên theo cơng thức bỏ qua p mẫu, ta có: (m) = 7,2 mm Bề dày thực S’ = S + C C : đại lượng bổ sung (mm) VII.7[5-360] Ta có : C = Ca+ Cb+ Cc + C0 Trong : Ca: đại lượng bỏ sung ăn mòn (mm) Cb : đại lượng bổ sung nguyên liệu hạt rắn, mài mòn thiết bị (mm) Cc: đại lượng bổ sung sai số chế tạo (mm) C0 : đại lượng bổ sung dung sai (mm) Thiết bị làm việc điều kiện ăn mòn ước tính khoảng 0,5 mm/năm, tính cho 10 năm, ta coù: Ca = 5mm; Cb = 0; Cc = 0; C0 = 0,8mm => C = 5,8mm * Do bề dày thực là: S’ = 7,2 + 5,8 = 13 mm Quy chuẩn S’=15mm Kiểm tra điều kiện ứng suất pth = p0 =1,5p =1,5.109883,9 = 164825,8 (N/m2) điều kiện: (4-27) c/1,2 = 220.106 /1,2 = 183.106 Với ch: ứng suất giới hạn chảy (N/m2); ch = 220.106 N/m2 sổ tay hc - 309  < ch/1,2 Do chiều dày thiết bị S’=15(mm) b Tính nắp thiết bị: Chọn nắp elip có gờ, thiết bị làm việc chịu áp suất trong, đường kính bằn đường kính thân Chọn bề dày nắp bề dày thân, áp suất nắp nhỏ áp suất thân Chiều cao phần nồi nắp hb = (m) Chiều dày củ nắp elip S = 15 (mm) c.Tính đáy thiết bị: SVTH: NGUYỄN THỊ HUỆ 62 ĐỒ ÁN CHUYÊN NGÀNH GVHD: QUÁCH THỊ PHƯỢNG Đáy thiết bị chọn loại đáy phẳng tròn có gờ, làm thép không gỉ, đáy thiết bị đặt bệ bêtoong Chiều dày đáy xác định theo: (6-51)[3-138] Trong S : chiều dày đáy Dt : đường kính thân Dt = m [u] = 65.106 N/m2 ; k: hệ số tùy tuộc vào kết cấu đáy ;k = 0,25 Thay số liệu ta S= Chọn S = 0,25 m =250mm d.Mâm đỡ xúc tác Cõ mâm đỡ xúc tác thiết kế sau: Lượng xúc tác lớn mâm 56190kg Lớp đá thạch anh chiếm 10% khối lượng xúc tác tải trọng lớn mâm là: m = 56190.1,1 = 61809 kg chọn lưới đặt mâm có đục lỗ tròn d=5cm, lước lỗ 7cm Lỗ xếp theo hình lục giác đều, số lỗ đượng chó là: b = = = 113 lỗ *Số lỗ cạnh ngoại lục giác a = = = 56 lỗ Tổng số lỗ n = 3.a.(a-1) + = 3.56.(56 – 1) + = 9241 lỗ * diện tích tổng cộng lỗ : f = n d2 = 9241 0,052 = 18,14 m2 * diện tích mâm khơng tính lỗ f0 = F – f = 50,2655 – 18,14 = 32,13 m2 * bề dày mâm tính theo cơng thức : S’ = K.Dt (m) SVTH: NGUYỄN THỊ HUỆ 63 ĐỒ ÁN CHUYÊN NGÀNH GVHD: QUÁCH THỊ PHƯỢNG Trong : K = 0,33; 0: hệ số kể đến ảnh hưởng lỗ 0 = = = 0,294 Trong d tổng số đường kính đường chéo lơn (m) R : tải trọng mâm (N/m2) * tải trọng mâm: R = = = 18871,66 N/m2 Do đó: S’ = 0,33.8 = 0,0833 m = 83,3 mm Kiểm tra ứng suất mâm: u = = = 13395,92 N/m2 Với l = 1,81.t = 1,81.0,07 = 0,1267 m = 126,7 mm Vì u < [] nên chọn bề dày mâm 85 mm e.cửa khí , vào Tính cửa khí vào lớp 1,2,3 Ta chọn lượng khí lớn nhất: V = 109594,5 m3tc/h Chọn tốc độ khí w = 30 m/s Ta có D1 = = 1,137 m ; Chọn D1 = 1150 mm Tính cửa khí ra, vào lớp 4,5: Ta chọn lượng khí lớn nhất: V = 93998,3 m3tc/h Chọn tốc độ khí w = 30 m/s Ta có D1 = = 0,824 m ; Chọn D = 850 mm  Kích thước tháp tiếp xúc - Vỏ thép dày : 15mm - Lớp gạch chịu nhiệt axit : 80 mm SVTH: NGUYỄN THỊ HUỆ 64 ĐỒ ÁN CHUYÊN NGÀNH GVHD: QUÁCH THỊ PHƯỢNG - Đường kính ngồi tháp : Dn = 8,0 + (0,08+0,15)×2 = 8,19m - Chiều cao lớp đá thạch anh : 50*2m - Chiều cao mâm đỡ xúc tác : - Chiều cao nắp - Tổng chiều cao tháp tiếp xúc là: H = 20 m 85mm : 2m PHẦN 5:TÍNH CÂN BẰNG NHIỆT THIẾT BỊ TRAO ĐỔI NHIỆT 5.1.Thiết bị trao đổi nhiệt sau lớp I Hỗn hợp khí khỏi lớp xúc tác thứ có nhiệt độ 611oC đưa vào thiết bị trao đổi nhiệt trao đổi nhiệt với nước từ nội nhiệt thừa có nhiệt độ 230oC (chọn) để hạ nhiệt độ xuống 480˚C đưa vào lớp xúc tác thứ II Tại 230oC: CH2O = 0,4678 (kcal/kg.độ ) o Tại 460 C: ( giả sử nhiệt độ nước khỏi TDDN1) CH2O = 0,5028 (kcal/kg.độ) Nhiệt lượng hỗn hợp khí nóng mang vào trao đổi nhiệt là:chính nhiệt lượng khí nóng mang từ từ lớp xúc tác thứ I QNV1 = 24804449,4 (kcal/h) - Nhiệt lượng hỗn hợp khí nóng mang khỏi trao đổi nhiệt nhiệt lượng hồn hợp khí mang vào lơp xúc tác thứ II QNR1=18889483 (kcal/h) Nhiệt lượng nước mang vào trao đổi nhiệt : QLV1= GH2O × CH2O × t = GH2O × 0,4678×230= GH2O × 107,59(kcal/h) - Nhiệt lượng hỗn hợp nước lạnh mang khỏi trao đổi nhiệt 17 là: SVTH: NGUYỄN THỊ HUỆ 65 ĐỒ ÁN CHUYÊN NGÀNH GVHD: QUÁCH THỊ PHƯỢNG QLR1= GH2O × CH2O × t = GH2O × 231,29 (kcal/h) - Nhiệt tổn thất thiết bị: Lấy 2% nhiệt lượng khí nóng mang vào thiết bị : Qtt = 2% × 24804449,4=496088,99 (kcal/h) Từ điều kiện cân nhiệt lượng cho trao đổi nhiệt ta có: QNV1 + QLV1 = QNR1 + QLR1 + Qtt  24804449,4 + GH2O × 107,59= 18889483 + GH2O × 231,29 + 496088,99  GH2O × 231,29 - GH2O × 107,59 = 24804449,4-18889483-496088,99  GH2O × 123,7 = 5418877,41  GH2O =43806,61 (kg/h) Suy : Nhiệt lượng nước mang vào: QLV1 = 43806,61×107,59=4713153,17 (kcal/h) Nhiệt lượng nước lạnh mang : QLR1 = 43806,61 × 231,29 = 10132030,83 (kcal/h) NHIỆT VÀO NHIỆT RA Thành phần Kcal/h % Thành phần Kcal/h % Khí nóng vào 24804449,4 84,03 Khí nóng 18889483 64 Nước lạnh vào 4713153,17 15,97 Nước lạnh 10132030,83 34,3 Tổn thất 496088,99 1,3 Tổng cộng 29517603 100,00 Tổng cộng 29517602,6 100,00 5.2.Thiết bị trao đổi nhiệt sau lớp Hỗn hợp khí khỏi lớp xúc tác II có nhiệt độ 533 oC đưa vào trao đổi nhiệt để hạ nhiệt độ xuống 460 oC để đưa vào lớp xúc tác III Thành phần khí nóng vào trao đổi nhiệt thành phần khí khỏi lớp xúc tác II: Hỗn hợp khí lạnh đưa vào trao đổi nhiệt lấy từ sau TĐN3 nâng lên đến nhiệt độ t0 = 440 oC đưa vào lớp xúc tác IV Do có thành phần khí vào lớp IV SVTH: NGUYỄN THỊ HUỆ 66 ĐỒ ÁN CHUYÊN NGÀNH GVHD: QUÁCH THỊ PHƯỢNG Nhiệt hỗn hợp khí vào trao đổi nhiệt ta phải tìm, kí hiệu t2 (Giả thiết nhiệt độ khí lạnh vào trao đổi nhiệt 285oC) CSO2 = 0,1785 (kcal/kg.độ) CO2 = 0,2365 (kcal/kg.độ) CN2 = 0,2526 (kcal/kg.độ) CSO3 = 0,205 (kcal/kg.độ) - Nhiệt lượng hỗn hợp khí nóng khỏi lớp xúc tác II mang vào trao đổi nhiệt là: QNV2= 23593896,5 (kcal/h) - Nhiệt lượng hỗn hợp khí lạnh mang khỏi trao đổi nhiệt nhiệt lượng khí mang vào lớp xúc tác IV: QLR2= 13615089,9 (kcal/h) - Nhiệt lượng hỗn hợp khí nóng mang khỏi trao đổi nhiệt lànhiệt lượng mang vào lớp xúc tác III QNR2=18105122,4 (kcal/h) - Nhiệt tổn thất thiết bị: Lấy 2% nhiệt lượng khí nóng mang vào thiết bị : Qtt = 2% × 23593896,5 = 471877,93 (kcal/h) - Nhiệt lượng hỗn hợp khí lạnh có nhiệt độ t2 mang vào trao trao đổi nhiệt QLV2 = (1565,6×0,1785 +89785,3 ×0,2365+ 108224,8×0,2526+ 74,4× 0,205) × t2 = 29946,1× t2 Từ điều kiện cân nhiệt lượng cho trao đổi nhiệt ta có: QNV2 + QLV2 = QNR2 + QLR2 + Qtt  QLV2 = QLR2 + QNR2 + Qtt – QNV2  QLV2 = 13915089,9+18105122,4+471877,93-23593896,5  29946,1× t2 = 8598194 Suy t2 = 287 oC Với giả thiết nhiệt độ khí lạnh vào trao đổi nhiệt 285oC,tính tốn t1=287 oC,sai số 0,70% chấp nhận NHIỆT RA NHIỆT VÀO Thành phần Kcal/h % Thành phần Kcal/h % Khí nóng vào Khí lạnh vào 23593896,5 8598194 73,8 26,2 Khí nóng Khí lạnh Tổn thất 18105122,4 13615089,9 471877,93 56,2 42,3 1,5 Tổng cộng Tổng cộng 32192090,5 32192090,5 100,00 100,00 Tổng Tổng 32192090,2 32192090,2 100,00 100,00 SVTH: NGUYỄN THỊ HUỆ 67 ĐỒ ÁN CHUYÊN NGÀNH GVHD: QUÁCH THỊ PHƯỢNG 5.3.Thiết bị trao đổi nhiệt sau lớp Hỗn hợp khí khỏi lớp xúc tác III có nhiệt độ 491 oC đưa vào trao đổi nhiệt để hạ nhiệt độ xuống đưa vào tháp hấp thụ trung gian Hỗn hợp khí lạnh đưa vào trao đổi nhiệt lấy từ sau tháp hấp thụ trung gian có nhiệt độ 90 oC , trao đổi nhiệt nâng lên đến nhiệt độ t0 = 285 oC đưa vào trao đổi nhiệt vào lớp IV.Do có thành phần khí vào lớp IV Ta cần xác định nhiệt độ khí nóng t3 (Giả thiết nhiệt độ khí nóng trao đổi nhiệt 3là 345oC) CSO2 = 0,1832 (kcal/kg.độ) CO2 = 0,2407 (kcal/kg.độ) CN2 = 0,2555 (kcal/kg.độ) CSO3 = 0,2135 (kcal/kg.độ) o Tại 90 C: CSO2 = 0,1567 (kcal/kg.độ) CO2 = 0,2226 (kcal/kg.độ) CN2 = 0,2468 (kcal/kg.độ) CSO3 = 0,1675(kcal/kg.độ) - Nhiệt lượng hỗn hợp khí nóng khỏi lớp xúc tác III mang vào trao đổi nhiệt QNV3= 19536304,4 (kcal/h) - Nhiệt lượng hỗn hợp khí nóng mang khỏi trao đổi nhiệt 12 là: QNR3 = ( 1565,6×0,1832 + 9785,3×0,2407 +108224,8×0,2555 + 37183,8× 0,2135) ×t3 = 38232,32× t3 (kcal/h) - Nhiệt lượng hỗn hợp khí lạnh mang vào trao trao đổi nhiệt là: QLV12 = (1565,6 × 0,1567+ 9785,3×0,2226 + 108224,8×0,2468+74,4×0,1675) × 90 = 2623129,2 (kcal/h) - Nhiệt lượng hỗn hợp khí lạnh mang khỏi trao đổi nhiệt là: (t0 = 285 oC) : nhiệt lượng hỗn hợp khí lạnh mang vào trao đổi nhiệt QLR3 = 8598194 (kcal/h) - Nhiệt tổn thất thiết bị: Lấy 2% nhiệt lượng khí nóng mang vào thiết bị : Qtt = 2% × 19536304,4 = 390726,1 (kcal/h) Từ điều kiện cân nhiệt lượng cho trao đổi nhiệt ta có: QNV3 + QLV3 = QNR3 + QLR3 + Qtt  QNR3 = QNV3 + QLV3 –QLR3 -Qtt  38232,32× t3 = 19536304,4 +2623129,2 - 8384908 -390726,1 SVTH: NGUYỄN THỊ HUỆ 68 ĐỒ ÁN CHUYÊN NGÀNH GVHD: QUÁCH THỊ PHƯỢNG  38232,32× t3 = 13170513,5 Suy t3 = 344,5oC giả thiết chấp nhận 5.4.Trao đổi nhiệt ngồi nước Hỗn hợp khí khỏi trao đổi nhiệt có nhiệt độ 345oC đưa vào trao đổi nhiệt nước trao đổi nhiệt với nước nhiệt độ 25oC để hạ nhiệt độ đưa vào thấp hấp thụ trung gian Nó có thành phần thành phần khí khỏi lớp xúc tác III Tại 180oC: (Giả thiết nhiệt độ khí trao đổi nhiệt 3.1 180oC) CSO2 = 0,1676 (kcal/kg.độ) CO2 = 0,2286 (kcal/kg.độ) [1-192] CN2 = 0,2487 (kcal/kg.độ) CSO3 = 0,1860 (kcal/kg.độ) o Tại 25 C: CH2O = 0,9988 (kcal/kg.độ ) [2–168] o Tại 70 C: CH2O = 1,004 (kcal/kg.độ) [2-168 ] - Nhiệt lượng hỗn hợp khí nóng mang vào trao đổi nhiệt nước nhiệt lượng khí nóng mang từ trao đổi nhiệt  QNV31 = 13170513,5 (kcal/h) - Nhiệt lượng hỗn hợp khí nóng mang khỏi trao đổi nhiệt 3.1là: QNR31 = (1565,6×0,1676 + 9785,3×0,2286 + 108224,8×0,2487 + 37183,8 ×0,1880) ×180 = 6552967,73(kcal/h) - Nhiệt lượng nước lạnh mang vào trao đổi nhiệt nước : QLV= GH2O × CH2O × t = GH2O × 107,59 (kcal/h) - Nhiệt lượng hỗn hợp nước lạnh mang khỏi trao đổi nhiệt 17 là: QLR= GH2O × CH2O × t = GH2O × 231,29 (kcal/h) - Nhiệt tổn thất thiết bị: Lấy 2% nhiệt lượng khí nóng mang vào thiết bị :  Qtt = 2% × 13170513,5= 263410,27(kcal/h) Từ điều kiện cân nhiệt lượng cho trao đổi nhiệt 17 ta có: QNV17 + QLV17 = QNR17 + QLR17 + Qtt  13170513,5+ GH2O × 107,59 = 6552967,73+ GH2O × 231,29 + 263410,27  GH2O × 123,7= 6354135,5  GH2O =51367,3 (kg/h) Suy : SVTH: NGUYỄN THỊ HUỆ 69 ĐỒ ÁN CHUYÊN NGÀNH GVHD: QUÁCH THỊ PHƯỢNG Nhiệt lượng nước lạnh mang vào: QLV17 = 51367,3 × 107,59 = 5526608,2 (kcal/h) Nhiệt lượng nước lạnh mang : QLR17 = 51367,3 × 231,29=11880743,7 (kcal/h) NHIỆT VÀO NHIỆT RA Thành phần Kcal/h % Thành phần Kcal/h % Khí nóng vào 13170513,5 70,4 Khí nóng 6552967,73 35,1 Nước lạnh vào 5526608,2 29,6 Nước lạnh 11880743,7 63,5 Tổn thất 263410,27 1,4 Tổng cộng 18697122 100,00 Tổng cộng 18697122 100,00 5.5.Tháp hấp thụ trung gian: Điều kiện làm việc: Nhiệt độ khí vào : 180 0C Nhiệt độ khí : 90 0C Nhiệt độ axit tưới : 80 0C Nồng độ axit tưới : 98,3% H2SO4 Nhiệt độ axit chảy ? Nồng độ axit chảy : 98,5% H2SO4 Hiệu suất hấp thụ SO3 : 99,8% 5.1 Cân chất a.thành phần chất khí vào tháp hấp thụ trung gian 19 thành phần chất khí khỏi lớp xúc tác III Do ta có: GSO2 = 1565,6 (kg/ h) GO2 9785,3 (kg/ h) GN2 = 108224,8 (kg/ h) GSO3 = 37183,8 (kg/ h) Khối lượng axit tưới vào tháp xác định từ phương trình cân SO3 + Lượng khí SO3 hấp thụ tháp hấp thụ trung gian 19 là: GSO3 = 37183,8 ×0,998 =37109,4 (kg/h) + Lượng khí SO3 lại khỏi tháp hấp thụ trung gian 19 là:74,4 kg/h + Axit 98,3 % H2SO4 tương ứng với nồng độ 80,24 % SO3 + Axit 98,5 % H2SO4 tương ứng với nồng độ 80,4 % SO3 + Gọi lượng axit tưới X (kg/h) SVTH: NGUYỄN THỊ HUỆ 70 ĐỒ ÁN CHUYÊN NGÀNH GVHD: QUÁCH THỊ PHƯỢNG Lượng SO3 axít tưới: m = 0,8024×X (kg/h) Lượng SO3 axít chảy ra: m = 0,804×X + 37109,4 (kg/h) Ta có phương trình cân SO3 sau : 37183,8 + 0,8024×X = (X +37109,4) × 0,804 + 74,4  X =4545901,5 (kg/ h) b Lượng - - Khí khỏi tháp hấp thụ trung gian 19 là: GSO2 = 1565,6 (kg/ h) GO2 = 9785,3 (kg/ h) GN2 = 108224,8 (kg/ h) GSO3 = 74,4 (kg/ h) axit chảy khỏi tháp: Gc = X + GSO3 = 4545901,5 + 37109,4 = 4583091,9 (kg/h) LƯỢNG VÀO LƯỢNG RA 5.2 Thành phần kg/h % Thành phần kg/h % SO2 1565,6 0,03 SO2 1565,6 0,03 O2 9785,3 0,21 O2 9785,3 0,21 N2 108224,8 2,3 N2 108224,8 2,3 SO3 Axit tưới Tổng cộng 37183,8 4545901,5 4702661 0,79 96,67 100,00 SO3 Axit chảy Tổng cộng 74,4 4583091,9 4702724 0,002 97,46 100,00 Cân nhiệt a Nhiệt vào N h iệ t lượng hỗn hợp khí mang vào: Nhiệt lượng nhiệt lượng hỗn hợp khí mang khỏi trao đổi nhiệt nước Ta có: Qtg = 6552967,73 (kcal/h) - Nhiệt lượng axit tưới mang vào tháp: Nhiệt dung riêng axit 98,3%H2SO4 80 0C : CP =0,3604 (kcal/kg.độ) [1-181 ] QAV = Gt × CP × t = 4545901,5 × 0,3604 × 80= 131067432 (kcal/h)  Nhiệt phản ứng hấp thụ SO3 toả ra: Phản ứng hấp thụ SO3 : SO3(k) + H2O (l) ® H2SO4 (l) + 31,48 kcal/ mol SVTH: NGUYỄN THỊ HUỆ 71 ĐỒ ÁN CHUYÊN NGÀNH GVHD: QUÁCH THỊ PHƯỢNG Nhiệt hấp thụ toả hấp thụ kg SO3 là: Vậy nhiệt hấp thụ toả hấp thụ SO3 là: Qht = qht × GSO3 = 393,5 × 371904 =14602548,9 (kcal/h) Tởng nhiệt vào: Qv = QKV19 + QAV19 + Qht = 6552967,73 + 131067432+ 14602548,9 = 152222948,6 (kcal/h) b Nhiệt  Nhiệt lượng khí mang : Là nhiệt lượng khí lạnh vào vào trao đổi nhiệt Do vậy, ta có: QKR = 2623129,2 (kcal/h) Nhiệt tổn thất thiết bị : giả thiết nhiệt tổn thất môi trường 2% tổng nhiệt vào Qtt = 2% × 152222948,6 = 3044459 (kcal/h)  Nhiệt lượng axit chảy mang ra: axit chảy có nhiệt độ tc, giả sử nhiệt độ axit chảy 88oC, nhiệt dung riêng axit 98,5% 88oC là: 0,36625 QAR19 = Gc×CP × t19 = 4583091,9× 0,36625 ×t19 = 1678557,4 × t19 (kcal/h) Để đảm bảo cân nhiệt lượng nhiệt lượng vào phải nhiệt lượng QV = QR = QKR19 + QAR19 + Qtt  152222948,6 = 2623129,2 + 1690977,59 × t19 + 3044459  1678557,4 × t19 = 146555360,4 Suy t19 = 87,3 oC Với giả thiết nhiệt độ axit chảy 88 oC,tính tốn t19 = 87,3oC,sai số 0,8% chấp nhận LƯỢNG VÀO Thành phần kg/h Khí vào 6552967,73 Axit tưới 131067432 Nhiệt hấp 14602548,9 thụ Tổng cộng 152222948,6 % 12,90 61,44 25,66 Thành phần Khí Axit chảy Tổn thất LƯỢNG RA kg/h 2623129,2 146555360,4 3044459 % 4,10 92,91 2,99 100,00 Tổng cộng 152222948,6 100,00 5.6.Trao đổi nhiệt sau khỏi lớp thứ IV Hỗn hợp khí khỏi lớp xúc tác thứ IV có nhiệt độ 448oC đưa vào thiết bị trao đổi nhiệt trao đổi nhiệt với nước từ nội nhiệt thừa có nhiệt độ 230oC (chọn) để hạ nhiệt độ xuống 420˚C đưa vào lớp xúc tác thứ V SVTH: NGUYỄN THỊ HUỆ 72 ĐỒ ÁN CHUYÊN NGÀNH GVHD: QUÁCH THỊ PHƯỢNG Tại 230oC: CH2O = 0,4678 (kcal/kg.độ ) Tại 460 C: ( giả sử nhiệt độ nước khỏi TDDN1) CH2O = 0,5028 (kcal/kg.độ) Nhiệt lượng hỗn hợp khí nóng mang vào trao đổi nhiệt là:chính nhiệt lượng khí nóng mang từ từ lớp xúc tác thứ IV QNV1 = 13797307,9 (kcal/h) - Nhiệt lượng hỗn hợp khí nóng mang khỏi trao đổi nhiệt nhiệt lượng hồn hợp khí mang vào lơp xúc tác thứ V QNR1=12855029,9 (kcal/h) Nhiệt lượng nước mang vào trao đổi nhiệt : QLV1= GH2O × CH2O × t = GH2O × 0,4678×230= GH2O × 107,59(kcal/h) - Nhiệt lượng hỗn hợp nước lạnh mang khỏi trao đổi nhiệt 17 là: QLR1= GH2O × CH2O × t = GH2O × 231,29 (kcal/h) - Nhiệt tổn thất thiết bị: Lấy 2% nhiệt lượng khí nóng mang vào thiết bị : Qtt = 2% × 13797307,9 =275946,16 (kcal/h) Từ điều kiện cân nhiệt lượng cho trao đổi nhiệt ta có: QNV1 + QLV1 = QNR1 + QLR1 + Qtt  13797307,9 + GH2O × 107,59= 12855029,9 + GH2O × 231,29 + 275946,16  GH2O × 231,29 - GH2O × 107,59 = 13797307,9 -12855029,9 -275946,16  GH2O × 123,7 = 666331,84  GH2O =5386,68 (kg/h) Suy : Nhiệt lượng nước mang vào: QLV1 = 5386,68 ×107,59=579552,49 (kcal/h) Nhiệt lượng nước lạnh mang : QLR1 = 5386,68 × 231,29 = 1245885,22 (kcal/h) o NHIỆT VÀO NHIỆT RA Thành phần Kcal/h % Thành phần Kcal/h % Khí nóng vào 13797307,9 96 Khí nóng 12855029,9 89,4 SVTH: NGUYỄN THỊ HUỆ 73 ĐỒ ÁN CHUYÊN NGÀNH GVHD: QUÁCH THỊ PHƯỢNG Nước lạnh vào Tổng cộng 579552,49 14376860 Nước lạnh 1245885,22 8,7 Tổn thất 275946,16 1,9 Tổng cộng 14376861 100,00 100,00 5.7 Trao đổi nhiệt Hỗn hợp khí khỏi lớp xúc tác thứ V có nhiệt độ 425oC đưa vào trao đổi nhiệt trao đổi nhiệt với nước nhiệt độ 230oC để hạ nhiệt độ đưa vào thấp hấp thụ cuối Nó có thành phần thành phần khí khỏi lớp xúc tác V Tại 140oC: (Giả thiết nhiệt độ khí trao đổi nhiệt 18 140oC) CSO2 = 0,1628 (kcal/kg.độ) CO2 = 0,2258 (kcal/kg.độ) CN2 = 0,2478 (kcal/kg.độ) [1-192] CSO3 = 0,1780 (kcal/kg.độ) Tại 230oC: CH2O = 0,4678 (kcal/kg.độ ) Tại 460oC: ( giả sử nhiệt độ nước khỏi TDDN1) CH2O=0,5028(kcal/kg.độ) Nhiệt lượng hỗn hợp khí nóng mang vào trao đổi nhiệt là:Chính nhiệt lượng hỗn hợp khí nóng khỏi lớp xúc tác V QNV = 12982566 (kcal/h) Nhiệt lượng hỗn hợp khí nóng mang khỏi trao đổi nhiệt là: QNR = (62,5×0,1628+ 9330,7×0,2258+108224,8×0,2478 + 547,9×0,1780)× 140 = 4064575 (kcal/h) - Nhiệt lượng nước mang vào trao đổi nhiệt : QLV1= GH2O × CH2O × t = GH2O × 0,4678×230= GH2O × 107,59(kcal/h) - Nhiệt lượng nước lạnh mang khỏi trao đổi nhiệt là: QLR1= GH2O × CH2O × t = GH2O × 231,29 (kcal/h) Nhiệt tổn thất thiết bị: Lấy 2% nhiệt lượng khí nóng mang vào thiết bị Qtt = 2% × 12982566= 259651,32 (kcal/h) Từ điều kiện cân nhiệt lượng cho trao đổi nhiệt 18 ta có: QNV + QLV = QNR+ QLR + Qtt  12982566+ GH2O × 107,59 = 4064575 + GH2O × 231,29 + 259651,32  123,7 × GH2O = 8658339,68 SVTH: NGUYỄN THỊ HUỆ 74 ĐỒ ÁN CHUYÊN NGÀNH GVHD: QUÁCH THỊ PHƯỢNG  GH2O = 69994,66 (kg/h) Suy ra: Nhiệt lượng nước lạnh mang vào: QLV = 69994,66 × 107,59 = 7530725,68 (kcal/h) Nhiệt lượng nước lạnh mang : QLR = 69994,66 × 231,29 = 16189064,91 (kcal/h) SVTH: NGUYỄN THỊ HUỆ 75 ĐỒ ÁN CHUYÊN NGÀNH GVHD: QUÁCH THỊ PHƯỢNG TÀI LIỆU THAM KHẢO [1] Đỗ Bình, Cơng nghệ axit sunfuric, nhà xuất khoa học kỹ thuật Hà Nội 2004 [2] Nguyễn An (dịch), Tính tốn cơng nghệ sản xuất hợp chất vô cơ, tập 1, nhà xuất khoa học kỹ thuật , 1982 [3] Hồ Lê Viện, Tính tốn thiết kế chi tiết thiết bị hóa chất dầu khí, nhà xuất khoa học kỹ thuật , Hà Nội, 2006 [4] Nguyễn Bin, Sổ tay trình thiết bị hóa chất, tập 1, nhà xuất khoa học kỹ thuật, 2006 [5] Nguyễn Bin, Sổ tay trình thiết bị hóa chất, tập 2, nhà xuất khoa học kỹ thuật, 2006 [6] Nguyễn Bin, Các trình thiết bị cơng nghệ hóa chất thực phẩm , nhà xuất khoa học kỹ thuật , 2008 [7] SVTH: NGUYỄN THỊ HUỆ 76