Рассмотрение типов химических реакторов. Анализ их температурных режимов. Изучение технологического процесса получения триоксида серы. Расчет объема реактора. Обеспечение заданной производительности. Определение материального и теплового балансов.
Химические процессы и реакторы, объединенные в химико-технологические системы, составляют основу производства во многих отраслях промышленности, в том числе химической, нефтехимической, минеральных удобрений, металлургии черных и цветных металлов, целлюлозной и лесохимической, строительных материалов, пищевой, химико-фармацевтической, фото-и киноматериалов. Реактор идеального вытеснения (РИВ) - реактор, в котором при прохождении потока идеального вытеснения через реакционную зону все частицы движутся с одной скоростью, не перемешиваясь друг с другом. Реактор полного смешения (РПС) - реактор, в котором при прохождении потока полного смешения частицы, поступающие в реакционную зону, мгновенно смешиваются с частицами, уже находящимися в этой зоне, т.е. равномерно распределяются по всей длине и во всем объеме реакционной зоны. Допускается, что в результате интенсивного перемешивания устанавливаются абсолютно одинаковые условия в любой точке реактора: концентрации реагентов и продуктов, степени превращения реагентов, температура, скорость химической реакции. Вследствие выделения или поглощения теплоты изменяется температура и возникает разность температур между реактором и окружающей средой, а в определенных случаях температурный градиент внутри реактора.Требовалось рассчитать реактор для окисления диоксиды серы с производительностью 5000 м3/ч .
План
Содержание
Введение
Типы реакторов
Температурные режимы работы реакторов
Краткие сведения о технологическом процессе
Расчет объема реактора. Выбор модели и температурного режима работы реактора
Материальный и тепловой балансы
Заключение
Список использованной литературы
Введение
Химическая Технология - это наука о наиболее экономичных и экологически обоснованных методах химической переработки сырья в различные виды продуктов и энергию с применением химических реакций.
Химические процессы и реакторы, объединенные в химико-технологические системы, составляют основу производства во многих отраслях промышленности, в том числе химической, нефтехимической, минеральных удобрений, металлургии черных и цветных металлов, целлюлозной и лесохимической, строительных материалов, пищевой, химико-фармацевтической, фото- и киноматериалов. Продукты химической промышленности обеспечивают химизацию всего народного хозяйства, в том числе и агропромышленного комплекса.
Развитие химической промышленности требует все больше делать акцент на разработку и внедрение высокоэффективных энерго- и ресурсосберегающих, а также экологически чистых технологий.
Химико-технологическими методами производят десятки тысяч продуктов, изучение технологии которых в общем курсе химической технологии невозможно. В этом и нет необходимости, так как по мере развития химической технологии все более типизируются химические процессы и реакторы. Разработаны химико-технологические системы с однотипными процессами и реакторами, которые можно применять в производстве многих химических продуктов с учетом не принципиальной специфики. Поэтому инженерам-технологам-химикам необходимо твердое знание общих закономерностей химической технологии, наиболее типичных химико-технологических процессов и реакторов, принципов создания рациональных автоматизированных химико-технологических систем.
Центральным аппаратом в любой химико-технологической системе, включающей целый ряд машин и аппаратов, является химический реактор - аппарат, в котором протекает химический процесс. Выбор типа, конструкции и расчет химического реактора - одна из важных задач химической технологии.
В данной курсовой работе требуется рассчитать объем реактора, обеспечивающего заданную производительность по триоксиду серы, выбрать модели и температурный режима работы реактора. Выбор реактора будет проводиться из 2х типов: реактора полного смешения и реактора идеального вытеснения.
Типы реакторов
Реактор идеального вытеснения (РИВ) - реактор, в котором при прохождении потока идеального вытеснения через реакционную зону все частицы движутся с одной скоростью, не перемешиваясь друг с другом. Если выделить в потоке малый объем, то этот объем будет двигаться, как поршень, вытесняя предыдущие элементы потока. В реакторе идеального вытеснения перемешивание носит локальный характер: оно происходит в каждом элементе потока, а между соседними по оси реактора элементами перемешивания нет.
Идеальное вытеснение возможно при выполнении следующих допущений: 1) движущийся поток имеет плоский профиль линейных скоростей; 2) отсутствует обусловленное любыми причинами перемешивание в направлении оси потока, параметры процесса (концентрации, температуры и т.д.) полностью выровнены, но плавно изменяются по длине или высоте реакционной зоны.
Вследствие одинаковой скорости всех частиц время прохождения ими любого отрезка по длине реакционной зоны и время пребывания в ней одинаковы. В данном случае истинное время пребывания каждой частицы равно среднему времени пребывания, рассчитанному по отношению объема реакционной зоны к объемному расходу смеси.
В реальном реакторе можно приблизиться к режиму идеального вытеснения, если реакционный поток - турбулентный и при этом длина канала существенно превышает его поперечный размер.
Реактор полного смешения (РПС) - реактор, в котором при прохождении потока полного смешения частицы, поступающие в реакционную зону, мгновенно смешиваются с частицами, уже находящимися в этой зоне, т.е. равномерно распределяются по всей длине и во всем объеме реакционной зоны. Допускается, что в результате интенсивного перемешивания устанавливаются абсолютно одинаковые условия в любой точке реактора: концентрации реагентов и продуктов, степени превращения реагентов, температура, скорость химической реакции.
Чтобы перечисленные допущения могли быть выполнены, необходимо принять еще одно условие: переход от одной концентрации к другой не должен иметь протяженности во времени.
На входе в реакционную зону концентрации, степени превращения, скорость реакции изменяются скачкообразно вследствие мгновенного смешения компонентов, содержащихся в потоке до входа в реакционную зону, с компонентами, находящимися в реакционной зоне. Время пребывания частиц в реакционной зоне потока полного смешения распределено неравномерно. При среднем значении времени пребывания часть частиц покинет реакционную зону раньше, другие задержатся дольше. Смешение исходных реагентов с продуктами реакции и неравномерность времени пребывания частиц в реакционной зоне приводят к уменьшению движущей силы процесса по сравнению с проведением его в реакторе идеального вытеснения.
Температурные режимы работы реакторов
Протекающие в реакторах химические реакции сопровождаются тепловыми эффектами (это тепловые эффекты химических реакций и сопровождающих их физических явлений, таких, например, как процессы растворения, кристаллизации, испарения и т.п.). Вследствие выделения или поглощения теплоты изменяется температура и возникает разность температур между реактором и окружающей средой, а в определенных случаях температурный градиент внутри реактора. Разность температур ?Т является движущей силой теплообмена.
При отсутствии теплообмена с окружающей средой химический реактор является адиабатическим. В нем вся теплота, выделяющаяся или поглощающаяся в результате химических процессов, расходуется на «внутренний» теплообмен - на нагрев или охлаждение реакционной смеси.
Реактор называется изотермическим, если за счет теплообмена с окружающей средой в нем обеспечивается постоянство температуры. В этом случае в любой точке реактора за счет теплообмена полностью компенсируется выделение или поглощение теплоты.
В реакторах с промежуточным тепловым режимом тепловой эффект химической реакции частично компенсируется за счет теплообмена с окружающей средой, а частично вызывает изменение температуры реакционной смеси.
Особо следует выделить автотермические реакторы, в которых поддержание необходимой температуры процесса осуществляется только за счет теплоты химического процесса без использования внешних источников энергии. Обычно стремятся к тому, чтобы химические реакторы, особенно применяемые в крупнотоннажных производствах, были автотермическими.
Краткие сведения о технологическом процессе.
Физико-химические основы процесса. Синтез SO3 осуществляется по уравнению реакции: S02 0.5O2 = SO3 (1)
?Н<0
Окисление оксида серы(IV) в оксид серы(VI)-основной процесс в производстве серной кислоты. Окисление проводят после тщательной очистки газа от пыли, тумана серной кислоты, контактных ядов и осушки. Контактное окисление является типичным примером гетерогенного экзотермического катализа. Оно протекает по уравнению (1). Тепловой эффект q реакции зависит от температуры. В интервале 400-700 °С q (в Дж/моль) можно рассчитать по формуле: q = 101 420-9,26T
Равновесие реакции окисления SO2 в соответствии с принципом Ле Шателье сдвигается в сторону образования SO3 при понижении температуры и повышении давления. Равновесная степень превращения X* реагентов зависит также от соотношения SO2 и О2 в газе, которое, в свою очередь, зависит от вида обжигаемого сырья и избытка кислорода. Характерные зависимости Х*SO2 от температуры, давления и состава газовой смеси приведены на рис. 1-3.
Константа равновесия реакции окисления SO2 выражается соотношением: Kp = P*so3/[P*so2(P*o2)0.5]
Зависимость Кр от температуры, вычисленная по уравнению Вант-Гоффа, показана на рис. 4.
Гомогенное некаталитическое окисление оксида серы (IV) протекает столь медленно, что в производственных масштабах его осуществлять нецелесообразно. Энергия активации гомогенного окисления ЕА ? 300 КДЖ/моль. Поэтому процесс проводят в присутствии катализаторов. В сернокислотной промышленности в разное время применяли лишь три вида катализаторов, основу которых составляли металлическая платина, оксиды железа и оксид ванадия (V). Самыми активными катализаторами являются платиновые (Е ? 70 КДЖ/моль). Температура, при которой катализатор проявляет заметную активность (температура зажигания), составляет 350 °С. Однако изза высокой чувствительности к контактным ядам, в частности к мышьяковистым соединениям, эти катализаторы уже более 40 лет не применяют.
рис. 1 рис. 2
рис 3. рис 4.
Катализаторы на основе оксидов железа (их вводят в виде колчеданного огарка) практически не отравляются, но их энергия активации велика (Е ? 150 КДЖ/моль), и катализатор проявляет достаточно высокую активность лишь при температуре выше 625 ОС. При такой температуре равновесная степень превращения не превышает 70 % и использование катализаторовна основе оксидов железа возможно лишь для так называемого предварительного окисления сернистого газа со степенью превращения 50 - 60 %.
Ванадиевые катализаторы содержат 5 - 10 % V2O5 и 5 - 10 % К2О. Энергия активации в рабочем диапазоне температур 420- 530 °С составляет в среднем около 90 КДЖ/моль. На выбор температурного режима дополнительно накладываются два ограничения, связанные со свойствами катализатора. Нижним температурным пределом является температура зажигания ванадиевых катализаторов, составляющая в зависимости от конкретного вида катализатора и состава газа 400-440 ?С. Верхний температурный предел составляет 600-650 ?С и определяется тем, что выше этих температур происходит перестройка структуры катализатора и он теряется свою активность. Ванадиевую контактную массу выпускают в виде цилиндрических гранул, таблеток, колец, шариков и др. Размеры гранул катализатора имеют большое значение для процесса катализа. Чтобы исключить внутридиффузнонные торможения при окислении промышленных газов с содержанием SO2 7-11 % в диапазоне температур 500-550 °С размеры гранул катализатора не должны превышать 1-1,5 мм. Однако при использовании мелкозернистых катализаторов создается большое гидравлическое сопротивление газовому потоку, проходящему через неподвижные (фильтрующие) слои катализатора. Это приводит к неоправданно высоким энергозатратам. Поэтому при проведении процессов в фильтрующих слоях применяют катализаторы с размерами гранул 5-10 мм.
Кинетическое уравнение, широко применяемое технологами при расчетах процесса окисления SO2 в S03, выведено Г. К. Боресковым:
где: триоксид сера производительность объем
Кинетическое уравнение, приведенное для решения поставленной задачи курсовой работы:
Из уравнений следует, что скорость процесса сильно зависит от константы скорости реакции и, увеличивающейся с ростом температуры в соответствии с уравнением Аррениуса .
С увеличением температуры от 400 до 500 °С константа скорости возрастает более чем в 30 раз. Однако при этом уменьшается константа равновесия Кр. Противоположное влияние температуры на k и Кр обусловливает экстремальный характер зависимости скорости от Т. Из уравнения (2) следует, что скорость окисления S02 тем выше, чем меньше достигаемая степень окисления. Характерная серия кривых, выражающих зависимость скорости реакции от температуры и степени превращения для газовой смеси, содержащей 7 % S02 и 11 % О2, показана на рис. 5.
Линия АА, соединяющая максимумы, характеризует оптимальный температурный режим проведения процесса. Линии ВВ и СС ограничивают область допустимых колебаний температуры, в пределах которой скорость реакции составляет не менее 90 % от максимальных значений при оптимальных температурах.
Оптимальная температура зависит не только от X, но и от состава газовой смеси (рис. 6).
Зависимость относительной скорости окисления SO2 от температуры при разных XSO2.
Зависимость Топт от XSO3 при различном составе газа: 1 - 7%SO2 и 6% О2; 2 - 7% SO2 и 14% О2.
В современных сернокислотных системах перерабатывают сернистые газы с содержанием SO2 не более 12 %. При такой концентрации адиабатический разогрев контактной массы относительно невелик, и окисление оксида серы (IV) можно проводить при адиабатическом температурном режиме в контактных аппаратах с фильтрующими слоями.
В соответствии с линией оптимальных температур (см. график выше) процесс следует начинать с высокой температуры и понижать ее по мере роста степени превращения. Адиабатический температурный режим, однако, это выполнить не позволяет, так как с увеличением степени превращения температура в слое возрастает. Для приближения температурного режима к оптимальному газовую смесь после нагрева до определенной температуры выводят из слоя на охлаждение, а затем подают в следующий слой катализатора и т. д. На практике газ нагревают до температуры, несколько превышающей температуру зажигания катализатора, и направляют в 1-й слой контактной массы. Так как в аппаратах с фильтрующими слоями каждый слой работает в адиабатическом температурном режиме, то по мере окисления SO2 температура растет вследствие выделения теплоты. Процесс проводят до тех пор, пока температура не превысит оптимальную, но при этом не станет слишком близкой к равновесной. Обычно превышение температуры над оптимальной выбирают с таким расчетом, чтобы скорость реакции составляла не менее 70-80 от максимальной. Затем газовую смесь охлаждают в промежуточном теплообменнике до такой температуры, чтобы процесс на следующей полке шел с начальной скоростью, составляющей не менее 70- 80 от максимальной. После второго слоя газ опять охлаждают и подают на третий слой и т. д. На (см. график ниже) изображена диаграмма Х-Т, характеризующая протекание процесса в пятиполочном контактном аппарате с фильтрующими слоями катализатора.
Конечная максимальная степень превращения Хмакс на выходе из последнего слоя ограничивается равновесием, соответствующим минимальной температуре, при которой катализатор сохраняет активность. Для существующих катализаторов Хмакс в системах без промежуточной адсорбции S03 составляет 98-98,4 %.
С повышением концентрации S02 в исходном газе появляется необходимость увеличения числа слоев катализатора. Это связано с ростом адиабатического разогрева при увеличении концентрации оксида серы (IV). Повышение температуры при адиабатическом процессе выражается уравнением: Твых = Твх ?Х (4)
Коэффициент адиабатического разогрева ?, применительно к процессу окисления SO2 примерно прямо пропорционален его начальной концентрации. Если выражать степень окисления S02 в долях единицы, то значения ? для различных молярных долей S02 составят: Nso2, % 2 5 8 10 14 20 62,5 ? 58 144 225 279 373 503 1234
При окислении высококонцентрированных газов с содержанием S02 более 15 использование контактных аппаратов с фильтрующими слоями нецелесообразно изза большого числа полок и опасности перегрева катализатора в условиях адиабатического проведения процесса. Отводить же избыточную теплоту непосредственно из слоев катализатора невозможно вследствие низкой теплопроводности контактной массы и неизбежности затухания катализатора в области расположения теплообменных элементов.
Для повышения степени окисления применяют метод двойного контактирования. Сущность его состоит в том, что окисление S02 проводят в два этапа. Сначала S02 окисляют на 2-3-х полках до степени превращения X1 = 90-95, затем абсорбируют полученный S03, а непрореагировавшую часть S02 окисляют еще на 1-2-х полках до X2 = 90-95 % с последующим выделением S03 во второй ступени абсорбции. Промежуточный отвод продуктов реакции повышает движущую силу процесса, увеличивает его скорость и достигаемую степень окисления. Общую степень окисления Хобщ можно рассчитать по формуле: Хобщ == Х1 (1 - X1) Х2
Общая степень превращения в системах с промежуточной абсорбцией составляет 99-99,8 %.
Расчет объема реактора. Выбор модели и температурного режима работы реактора
Согласно заданию курсовой работы, требуется рассчитать объем ректора, при котором будет достигнута необходимая производительность по триоксиду серы в 5000 м3/ч. Также требуется выбрать модель реактора и температурный режим процесса. Параметры, модель, температурный режим реактора определяются в соответствии с наиболее выгодными экономическими показателями технологического процесса.
Согласно расчетам материального баланса полного сжигания серы в избытке воздуха в мольном соотношении 0,1:0,9; было выявлено, что мольное содержание SO2 и O2 равны 0,11 и 0,1 соответственно. Из предложенного диапазона начального расхода (35000-60000 м3/ч) был выбран максимальный расход 60000 м3/ч, так как при больших расходах возможны меньшие показателях начальной мольной доли диоксида серы (в данном случае 0,11), при которых достигается необходимая производительность, а также достигается большее соотношение О2/SO2, что увеличивает степень превращения SO2. Температура входного потока выбрана 490 ?С. При данной температуре достигаются активация катализатора и наилучшие показатели скорости.
Адиабатический коэффициент:
В соответствии с расчетом, были найдены равновесные мольные доли изотермического, адиабатического и политермического режимов соответственно:
Зависимости производительностей к объемам разных моделей реакторов при разных температурных режимах:
Из графика наблюдается, что необходимая производительность достигается у реактора идеального вытеснения, работающего в изотермическом режиме, при его объеме 45 м3 и у реактора идеального вытеснения, работающего в политермическом режиме, с компенсацией теплоты 0,69 (при такой компенсации довольно высоки скорость и степень превращения) при объеме 35 м3.
Далее рассчитаны расходы реакторов в зависимости от их объемов:
У реактора идеального вытеснения, работающего в политермическом режиме, при объеме 35 м3 стоимость составляет 235 условных единиц. У реактора идеального вытеснения, работающего в изотермическом реакторе, при объеме 45 м3 стоимость составляет 281 условных единиц.
Материальный и тепловой балансы
При заданном начальном расходе 60000 м3, мольных долях SO2, O2, SO3, N2 0.11, 0.1, 0.01, 0.78 соответственно, степени превращения 0,758, компенсации тепла 0,685 были рассчитаны материальный и тепловой балансы реакции окисления диоксида серы.
Требовалось рассчитать реактор для окисления диоксиды серы с производительностью 5000 м3/ч . Данный процесс осуществляется с наилучшими экономическими показателями на ванадиевом катализаторе при заданных начальном расходе 60000 м3/ч , мольных долях SO2, O2, SO3, N2 0.11, 0.1, 0.01, 0.78 соответственно с температурой на входе 490 ?С в политермическом реакторе идеального вытеснения с компенсацией тепла 68,5%.
