Окисление оксида азота в производстве азотной кислоты

Московский Государственный Университет Инженерной Экологии

Курсовая работа

По дисциплине: «Основы химической технологии»

по теме: «Окисление оксида азота в производстве азотной кислоты«

Выполнила: Чубукова И.А.

Группа Н-43

Москва 2010

Содержание

Задание

Технологическая схема процесса

Составление материального баланса потоков в аппаратах

Определение температуры газа на выходе из окислителя, Т

Определение объема окислителя, V

Вывод

Использованная литература

азотный кислота оксид окислитель

Азотная кислота является одним из важнейших многотоннажных продуктов химической промышленности. Она занимает второе место по объему производства после серной кислоты.

Получение и применение. В 13 в. было описано получение азотной кислоты нагреванием калиевой селитры с квасцами, железным купоросом и глиной. В середине 17 в. И. Р. Глаубер предложил получать азотную кислоту при умеренном (до 150°C) нагревании калиевой селитры с концентрированной серной кислотой:

KNO₃ + H₂SO₄ = HNO₃ + KHSO₄

До начала 20 в. этот способ применяли в промышленности, заменяя калиевую селитру более дешёвой природной чилийской селитрой NaNO₃.

Современный способ производства азотной кислоты основан на каталитическом окислении аммиака кислородом воздуха. Основные стадии процесса: контактное окисление аммиака до окиси азота:

4NH₃ + 5O₂ = 4NO + 6H₂O;

окисление окиси азота до двуокиси и поглощение смеси нитрозных газов водой:

2NO + O₂ = 2NO₂; 3NO₂ + H₂O = 2HNO₃+NO.

Смесь аммиака (10 — 12%) с воздухом пропускают через нагретую до 750 — 900° С сетку катализатора, которым служат сплавы платины — тройной (93% Pt, 3% Rh, 4% Pd) или двойной (90 — 95% Pt, 10 — 5% Rh). Используют также двухступенчатый катализатор (1-я ступень — платиноидная сетка, 2-я — неплатиновый катализатор), что позволяет на 25−30% сократить расход платины. Время контакта воздушно-аммиачной смеси с катализатором не должно превышать 1 мсек, иначе образовавшаяся окись азота разлагается. Вторая стадия процесса — окисление NO до N0₂ и растворение NO₂ в воде — может быть проведена при атмосферном давлении, под давлением до 1 Мн/м² (10 кгс/см²) или комбинированным способом, при котором под давлением происходит только поглощение нитрозных газов водой. Получают азотную кислоту с концентрациями 45−49% или (при использовании давления) 55−58%. Дистилляцией таких растворов может быть получена азотная кислота азеотропного состава. Более концентрированную кислоту (до 100%) получают перегонкой растворов азотной кислоты с концентрированной H₂SO₄ или прямым синтезом — взаимодействием N₂O₄ с водой (или разбавленной азотной кислоты) и кислородом:

2N₂O₄ + 2H₂O + O₂ = =4HNO₃.

Важнейшие области применения азотной кислоты — производство азотных и комбинированных удобрений, взрывчатых веществ (тринитротолуола и др.), органических красителей, лекарственных препаратов. В органическом синтезе широко применяют смесь концентрированной азотной кислоты и серной кислоты — «нитрующую смесь». Азотную кислоту используют в камерном способе производства серной кислоты, для получения фосфорной кислоты из фосфора, как окислитель ракетного топлива. В металлургии азотную кислоту применяют для травления и растворения металлов, а также для разделения золота и серебра.

Задание

1) Составить материальный баланс потоков.

2) Рассчитать температуру газа на выходе из окислителя, считая его адиабатическим реактором.

3) Определить объём окислителя по модели Яч. 10.

Таблица 1.? Исходные данные

Технологическая схема процесса

Рисунок 1. — Схема производства азотной кислоты под давлением

0,7 МПа: 1 — фильтр воздуха; 2 — реактор каталитической очистки;

3 — топочное устройство; 4 — подогреватель метана; 5 — подогреватель аммиака; 6 — смеситель аммиака и воздуха; 7 — холодильник;

конденсатор; 8 — сепаратор; 9 — абсорбционная колонна:

10 — продувочная колонна; 11 — подогреватель отходящих газов;

12 — подогреватель воздуха; 13 — окислитель; 14 — контактный аппарат;

15 — котел-утилизатор; 16, 18 — двухступенчатый турбокомпрессор:

17 — газовая турбина.

Атмосферный воздух проходит тщательную очистку в двухступенчатом фильтре 1 (первая ступень фильтра выполнена из лавсановой ткани, вторая — из ткани Петрянова). Очищенный воздух сжимают двухступенчатым воздушным компрессором. В первой ступени 18 воздух сжимают до 0,35 МПа, при этом он нагревается до 165−175 °С за счет адиабатического сжатия. После охлаждения воздух направляют на вторую ступень сжатия 16, где его давление возрастает до 0,716 МПа.

Основной поток воздуха после сжатия нагревают в подогревателе воздуха 12 до 250−270 °С теплотой нитрозных газов и подают на смешение с аммиаком в смеситель 6.

Газообразный аммиак, полученный путем испарения жидкого аммиака, после очистки от влаги, масла и катализаторной пыли через подогреватель 5 при температуре 150 °C также направляют в смеситель 6. Смеситель совмещен в одном аппарате с поролитовым фильтром. После очистки аммиачно-воздушную смесь с содержанием NH₃ не более 10% подают в контактный аппарат 14 на конверсию аммиака.

Конверсия аммиака протекает на платинородиевых сетках при температуре 870−900 °С, причем степень конверсии составляет 96%. Нитрозные газы при 890−910 °С поступают в котел-утилизатор 15, расположенный под контактным аппаратом. В котле за счёт охлаждения нитрозных газов до 170 °C происходит испарение химически очищенной деаэрированной воды, питающей котел-утилизатор; при этом получают пар с давлением 1,5 МПа и температурой 230 °C, который выдается потребителю.

После котла-утилизатора нитрозные газы поступают в окислитель нитрозных газов 13. Он представляет собой полый аппарат, в верхней части которого установлен фильтр из стекловолокна для улавливания платинового катализатора. Частично окисление нитрозных газов происходит уже в котле-утилизаторе (до 40%).

В окислителе 13 степень окисления возрастает до 85%. За счет реакции окисления нитрозные газы нагреваются до 300−335 °С. Эта теплота используется в подогревателе воздуха 12. Охлажденные в теплообменнике 12 нитрозные газы поступают для дальнейшего охлаждения в теплообменник 11, где происходит снижение их температуры до 150 єС и нагрев выхлопных (хвостовых) газов до 110−125 °С. Затем нитрозные газы направляют в холодильник-конденсатор 7, охлаждаемый оборотной водой. При этом конденсируются водяные пары и образуется слабая азотная кислота. Нитрозные газы отделяют от сконденсировавшейся азотной кислоты в сепараторе 8, из которого азотную кислоту направляют в абсорбционную колонну 9 на 6−7-ю тарелку, а нитрозные газы — под нижнюю тарелку абсорбционной колонны. Сверху в колонну подают охлажденный паровой конденсат.

Образующаяся в верхней части колонны азотная кислота низкой концентрации перетекает на нижележащие тарелки. За счет поглощения оксидов азота концентрация кислоты постепенно увеличивается и на выходе достигает 55−58%, причем содержание растворенных в ней оксидов азота достигает ~1%. Поэтому кислота направляется в продувочную колонну 10, где подогретым воздухом из нее отдувают оксиды азота, и отбеленная азотная кислота поступает на склад. Воздух после продувочной колонны подается в нижнюю часть абсорбционной колонны 9.

Степень абсорбции оксидов азота достигает 99%. Выходящие из колонны хвостовые газы с содержанием оксидов азота до 0,11% при температуре 35 °C проходят подогреватель 11, где нагреваются до 110−145 °С и поступают в топочное устройство (камера сжигания) 3 установки каталитической очистки. Здесь газы нагреваются до температуры 390−450 °С за счет горения природного газа, подогретого предварительно в подогревателе 4, и направляются в реактор с двухслойным катализатором 2, где первым слоем служит оксид алюминия, с нанесенным на него палладием, вторым слоем — оксид алюминия. Очистку осуществляют при 760 °C.

Очищенные газы поступают в газовую турбину 17 при температуре 690−700 °С. Энергия, вырабатываемая турбиной за счет теплоты хвостовых газов, используется для привода турбокомпрессора 18. Затем газы направляют в котел-утилизатор и экономайзер (на схеме не показаны) и выбрасывают в атмосферу. Содержание оксидов азота в очищенных выхлопных газах составляет 0,005−0,008%, содержание СО₂ — 0,23%.

Составление материального баланса потоков в аппаратах

Вход в контактный аппарат

Часовая производительность

Пр= G*x/(cут*час)=400•10³•10³•0,58/(365•24)=26 484,018 кг/ч

По суммарной реакции образования азотной кислоты находим массовый расход NH₃:

NH₃ + 2O₂ = HNO₃ + H₂O

М=17 М=2*32 М=63 М=18

mNH₃ ==26 484,018•17/63=7146,481 кг/ч

Степень конверсии аммиака по целевой реакции составляет 96% [1], поэтому действительный массовый расход NH₃:

m NH₃^действ= mNH₃/0,96=7146,481/0,96=7444,251 кг/ч

Определение массового расхода O₂ (по реакции):

== 7444,251•2•32/17= 28 025,416 кг/ч

Определение действительного расхода O₂:

;

Определение объемного расхода O₂:

Определение объемного расхода N₂:

Определение объемного расхода NН₃:

Определение массового расхода азота по объёму и плотности:

m_N2= •с = 125 460,446•28/22,4=156 825,558 кг/ч

Определение объёмного расхода водяных паров Н₂О:

ц = ;

p_H2O=ц•pнас=0,7•17,54=12,28 мм рт.ст.

В соответствии с законом Дальтона

; ,

где Р=760 мм рт. ст.- среднестатистическое атмосферное давление на географической широте расположения цеха.

m_H2O=2608,189•18/22,4=2095,866 кг/ч

Вход в котел-утилизатор

Целевая реакция:

4NH₃ + 5O₂ = 4NO + 6H₂O ?H = -946 кДж

М=4*17 М=5*32 М=4*30 М=6*18

Побочная реакция:

4NH₃ + 3O₂ = 2N₂ + 6H₂O DH = -1328 кДж

М=4*17 М=3*32 М=2*28 М=6*18

Определение массового расхода NH₃ по целевой реакции:

Определение массового расхода О₂ по целевой реакции:

Определение массового расхода Н₂О по целевой реакции:

Определение массового расхода NH₃ на побочную реакцию:

Определение массового расхода O₂ по побочной реакции:

Определение массового расхода N₂ по побочной реакции:

Определение массового расхода Н₂О по побочной реакции:

Определение массового расхода на входе в котёл-утилизатор:

· оксида азота:

· кислорода

· азота

· водяных паров

Определение объёмного расхода на входе в котёл-утилизатор:

· оксида азота:

· кислорода

· азота

· водяных паров

Вход в окислитель

NO + 0,5O₂ = NO₂ DH = -62 кДж

М=30 М=0,5*32 М=46

Степень превращения в котле-утилизаторе составляет 40%, поэтому остаточное количество NO на входе в окислитель:

Тогда на реакцию окисления оксида азота израсходуется NO:

Определение количества О₂:

Опрeделение количества NO₂:

Определение массового расхода на входе в окислитель

· кислорода

· азота

· водяных паров

Определение объёмного расхода на входе в окислитель:

· оксида азота

· диоксида азота

· кислорода

· азота

· водяных паров Выход из окислителя Степень превращения после двух аппаратов-котла-утилизатора и окислителя составляет 80% и количество NО на выходе из окислителя Тогда на реакцию окисления оксида азота расходуется NO:

Определение количества О₂:

Определение массового расхода на выходе из окислителя:

· диоксида азота

· кислорода

· азота

· водяных паров Определение объёмного расхода на выходе из окислителя:

· оксида азота

· диоксида азота

· кислорода

· азота

· водяных паров Таблица 2.? Вход в контактный аппарат

Вход в котёл-утилизатор

Вход в окислитель

Выход из окислителя

Определение температуры газа на выходе из окислителя, Т

Уравнение теплового баланса для адиабатического реактора при протекании в нём экзотермической реакции

,

где =(++++)=13 919,089 кг/ч — суммарный расход газовой смеси; C_{p, cмеси} — теплоёмкость газовой смеси при средней температуре на выходе из окислителя; T₀=538^o K — температура на входе в окислитель; T — температура на выходе из окислителя;

ДH= -62 кДж/кмоль — изменение энтальпии для реакции NO + 0,5O₂ = NO₂, отнесённое к 1 кмоль прореагировавшего NO; w•V — количество прореагировавшего NO.

В первом приближении принимаем, что Т= T₀+40=578^o K, тогда средняя температура Т_ср= =558 ^o K.

В соответствии с правилом аддитивности [2]

)

Для газов теплоёмкость рассчитывается по уравнению [3]

C_{p, i} (T_cp) = A_i + B_i*t + C_i*t² + D_i*t³ + E_i/t², где t= T_cp /1000=0,558 ^o K

C_{p, O2} (T_cp)= 31.32 234−20.23 531*0,558+57.86 644*0,558² -36.50 624*0,558³ -0.7 374/0,558²=31,68 Дж/(моль•К)= 31,6822/M_O2=31,68/32=0.99 кДж/(кг•К)

C_{p, N2} (T_cp)= 28.98 641+ 1.853 978*0,558 -9.647 459*0,558² + 16.63 537*0,558³ + 0.117/0,558²= 29,91 Дж/(моль•К) = 29,91/M_N2 = 29,91/28 = 1.068 кДж/(кг•К)

C_{p, H2O} (T_cp)= 30.9 200+ 6.832 514*0,558 + 6.793 435*0,558² -2.534 480*0,558³ + 0.82 139/0,558²=35,84 Дж/(моль•К) = 35,84/M_H2O =35,84/18 = 1,991 кДж/(кг•К)

C_{p, NO} (T_cp)= 23.83 491+12.58 878*0,558 -1.139 011*0,558² -1.497 459*0,558³ +0.214 194/0,558²=30,93 Дж/(моль•К)=30,93/M_NO=30,93/30=1,031 кДж/(кг•К)

C_{p, NO2} (T_cp)= 16.10 857+ 75.89 525*0,558 -54.38 740*0,558² + 14.30 777 * 0,558³ + 0.239 423/0,558²=44,78 Дж/(моль•К) = 44,78/M_NO2 = 44,78/46 = 0,973 кДж/(кг•К)

C_{p, cмеси} (T_cp)= = =1,149 кДж/(кг•К) Из уравнения материального баланса для РИС-Н

w•V=v (C₀-C),

но с другой стороны, количество прореагировавшего NO можно определить из материального баланса (см. табл. 2):

n₀-n=(5 ^вх_NO— 5 ^вых_NO)/22,4=(m^вх_NO— m^вых_NO)/30

и тогда w•V= =168,153 кмоль/ч Из уравнения теплового баланса находим температуру на выходе из окислителя

T=T₀-ДH•w•V/(m_У•C_p,cмеси) = 538+62•10³•168,153/(214 008,882•1,149) = 580,398 K

Определение объема окислителя, V

ф_cр=V/5 _раб=(С_{NO, 0}-C_NO)/w,

где скорость реакции окисления w, k=k₀exp^-E/RTcp;

константа скорости реакции.

Для реакции окисления NO [4]

E=-4,7 кДж/моль,

k₀=10⁹cм⁶/(моль²•с) = 3,6•10⁶ м⁶/(кмоль²•ч), тогда

k=3,6•10⁶• exp^{4700/8,31*(538+580,4)/2} ==9,9•10⁶

В соответствии со стехиометрическими соотношениями для реакции окисления оксида азота:

(C_{NO, 0}-C_NO)/1=(C_O2,0-C_O2)/0,5

C_O2= C_O2,0-(C_{NO, 0}-C_NO)/2

тогда w=k •C²_NO (C_O2,0 — (C_{NO, 0}-C_NO)/2)

C_{i, 0}=5 ^вх_i/(22,4•5 ^вх_У,раб)

5 ^вх_У,раб= ==50 271,43 м³/ч

=• =169 913,383=49 720,337 м³/ч Таблица 3.? Расчётные величины скорости химической реакции окисления NO

Построив зависимость w=f (C_NO) в пределах от C_{NO, 0} до конечной концентрации, впишем 10 ступеней изменения концентрации (по количеству ячеек) и найдём

tgб= -,

где — среднее время пребывания реагентов в i-й ячейке

tgб= ч^-1

_=ч

Рисунок 2. -Изменение скорости реакции w (C_NO)

ф_cp,i =V/ 5 _{cp, раб}

5 _{cp, раб=(}5 ^вх_{У, раб+} 5 ^вых_{У, раб)} /2=(50 271,43+49 720,337)/2=49 995,8835 м³/ч — средний по отношению к входу и выходу из реактора объёмный расход газовой смеси.

Объём одной ячейки

V_i= ф_cp,i• 5 _{cp, раб} =0.2 828 *49 995,8835 =14.14 м³

При числе ячеек N=10 общий объём окислителя

V =V_i •N=141.4 м³

Вывод

В процессе работы была рассчитана одна из стадий процесса производства азотной кислоты, а именно окисление оксида азота. Был составлен материальный баланс для контактного аппарата, котла-утилизатора и окислителя. На основе теплового баланса была рассчитана температура газа на выходе из окислителя, при условии, что он является адиабатическим реактором. Затем на основе уравнения материального баланса был рассчитан объем окислителя по заданному давлению в аппарате.

Использованная литература

1. Кутепов А. М., Бондарева Т. И., Беренгартен М. Г. Общая химическая технология.? М.; Высшая школа, 1990.

2. Павлов К. Ф., Романков П. Г., Носков А. А. Примеры и задачи по курсу процессов и аппаратов химической технологии.? Л.: Химия, 1977.? 496 c.

3. http://webbook.nist.gov/cgi/cbook.cgi?ID=C7782447&Units=SI&Mask=1# Thermo-Gas

4. Краткий справочник физико-химических величин / Под редакцией A.A. Равделя и А. М. Пономарёвой.? Л.: Химия, 1983.? 232 c.