Теория

Фенол

Производство фенола сульфированием бензола.

Синтетический фенол в промышленном масштабе был получен впервые в 1899 г. на Баденской анилино - содовой фабрике сульфированием бензола. С тех пор этот метод, в значительной степени, видоизмененной и улучшенный, широко применяется во многих странах мира.

Процесс состоит из следующих стадий:

Сульфирование бензола

С6Н6+Н2SО4=С6Н5SО3Н+Н2О

Нейтрализация сульфокислоты

2С6Н5SО3Н+Na2SО3 =2С6Н5SО3 Na+Н2О+SО2

Щелочное плавление

С6Н5 SО3 Na+2 NaОН=С6Н5 О Na+ Na2SО3+Н2О

Разложение фенолята натрия

2 С6Н5 О Na+ SО2+Н2О=2С6Н5 ОН+ Na2SО3

Сульфирование бензола можно проводить в жидкой фазе, в паровой фазе и двухступенчатым методом.

Метод сульфирования бензола в паровой фазе был разработан Р.К. Эйхманом и является наиболее экономичным. Себестоимость фенола, полученного по этому методу, на 10% ниже себестоимости фенола, производимого по применяемому в ФРГ методу сульфирования бензола в жидкой фазе, и на 6% ниже себестоимости фенола, вырабатываемого по методу, распространенному в США (двухступенчатый метод).

Парофазный процесс сульфирования бензола проводиться непрерывным способом. Пары бензола поступают параллельно через барботеры в четыре каскадно-расположенных сульфуратора, снабженных мешалками и рубашками. На сульфирование подается 94-95%-ная серная кислота, которая вводится через барботеры в первый из сульфураторов. Образующаяся сульфомасса последовательно перетекает из донного сульфуратора в другой. При сульфировании протекают следующие побочные реакции:

а) образование дифенилсульфона:

С6Н5SО3Н+С6Н6?С6Н5SО2С6Н5+Н2О

б) Образование дисульфокислоты бензола:

С6Н5SО3Н+Н2SО4?С6Н4(SО3Н)2+ Н2О

в) полное окисление бензола:

С6Н6+15 SО3?6СО2+3 Н2О+15 SО2

Эти нежелательные реакции ускоряются при повышении температуры, вследствие чего в сульфураторах поддерживается температура не выше 160?С. Пары воды и бензола, выделяющиеся при сульфировании, конденсируются, а отслоившийся бензол после нейтрализации возвращается на сульфирование.

Полученная сульфомасса поступает на отдувку бензола, поскольку при температуре сульфирования растворяется около 1,5% бензола от веса сульфомассы. В результате отдувки, проводимой в вакууме или с помощью инертного газа, содержание бензола в ней снижается до 0,1-0,2%.

Пары бензола, выделившиеся при отдувке, частично конденсируются, остаток бензола адсорбируется из газов. Бензол, полученный при конденсации и регенерации адсорбента, присоединяется к возвратному бензолу.

Сульфомасса после отгонки бензола подвергается непрерывной нейтрализации суспензий сульфита натрия. Образующийся при этом сернистый газ используется в дальнейшем для разложения фенолята натрия.

Насыщенный раствор сульфосоли поступает на щелочное плавление, которое проводиться периодически в котле, обогреваемом топочными газами. Для плавления применяют 80-85%-ный раствор NaОН; процесс ведут при 285-315?С.

На этой стадии протекают побочные реакции, в результате которых образуются о- ип-оксидифенилы С6Н5С6Н4ОН, дифениловый спирт С6Н5ОС6Н5, тиофенол С6Н5 SН и резоцин С6Н4(ОН)2.

Плав поступает на гашение, которое проводиться при 40-50?С. В процессе гашения часть воды и фенола испаряется, в остатке воды растворяются фенолят натрия избыток едкого натра; образовавшийся сульфит натрия выпадает в осадок.

Пары воды и фенола, выделяющиеся при плавлении и гашении, конденсируются, и конденсат поступает на обесфеноливание.

Раствор фенолята декантируют для отделения от сульфита натрия. После декантации сульфит фильтруют и промывают на автоматической центрифуге, причем промывную воду возвращают в гаситель; часть сульфита направляют в нейтрализатор, а остальное количество выделяют и используют как товарный продукт.

После дополнительной декантации раствор фенолята поступает на разложение сернистым газом. При этом образуются сырой фенол, направляемый на ректификацию, и раствор сульфита, возвращаемый на нейтрализацию.

Недостаток сернистого газа в процессе восполняется разложением серной кислотой сульфита натрия, полученного при щелочном плавлении.

Сырой фенол подвергают перегонке в вакууме, при которой выделяются следующие фракции: фенольная вода, содержащая 6-8% фенола; фенол-сырец, содержащий до 97% фенола; товарный фенол, содержащий более 99,5% чистого фенола; первичная смола.

Оставшуюся в кубе первичную смолу также перегоняют в вакууме, отбирая две фракции – фенольную воду и фенол- сырец. В кубовом остатке (вторичной смоле) содержится 15-20% фенола, 20-25% минеральных солей и 25-30% оксидифенилов, которые могут быть выделены.

Производство фенола омылением хлорбензола.

Синтез фенола омылением хлорбензола раствором едкого натра под давлением был осуществлен в промышленном масштабе в 1927 г. фирмой «Dow Chemical Co.»- самого крупного производителя фенола этим методом – оформлен следующим образом.

Осушенный бензол обрабатывают газообразным хлором при 80?С и избыточном давлении 1,12 ат в присутствии катализатора (хлористого железа). В реакционной массе содержится 30-50% монохлорбензола, 3-12% дихлорбензола и около 30-50% непрореагировавшего бензола. Для удаления катализатора и большей части выделяющегося хлористого водорода продукт реакции промывают раствором разбавленной соляной кислоты, а затем нейтрализуют. Хлористый водород используется в дальнейшем непосредственно или в виде водного раствора.

Нейтрализованные жидкие продукты реакции подвергают ректификации. В первой (по ходу процесса) колонне отгоняют не вступивший в реакцию бензол и хлорпроизводные, из которых в следующих колоннах выделяются бензол, монохлорбензол, а также о - и п- дихлорбензолы. Непрореагировавший бензол возвращают в производственный цикл на хлорирование.

Омыление хлорбензола проводят 10-20%-ным раствором едкого натра в системе трубчатых реакторов при ~375?С и под избыточным давлением 280 ат. В качестве побочных продуктов при гидролизе хлорбензола образуются дифениловый эфир и незначительные количества о- и п-оксидифенилов:

С6Н5Сl+ С6Н5ОNa=( С6Н5)2О+Na Сl

С6Н5Сl+ С6Н5ОNa+NaОН=С6Н5С6Н4О Na + Na Сl+Н2О

Для снижения выхода дифенильного эфира к исходной смеси добавляют около 10% (С6Н5)2О. При увеличении концентрации дифенильного эфира возрастает скорость

( С6Н5)2О+ Н2О NaOH=2С6Н5ОН

что компенсирует образование ( С6Н5)2О в ходе процесса.

Молекулярное соотношение реагентов: NaOH: С6Н5Сl: ( С6Н5)2О-2-2,5:0,5:0,5.

После охлаждения реакционной смеси продукты реакции направляют в разделительный сосуд. Дифениловый эфир (верхний слой) собирают в специальную емкость, а фенолят натрия (нижний слой) подают в нейтрализатор и обрабатывают соляной кислотой.

В результате нейтрализации и отстаивания образуются: слой, содержащий раствор хлористого натрия, и вводно-фенольный слой. Из рассола азеотропную смесь фенол- вода отгоняют в первой ректификационной колонне и направляют в нейтрализатор; раствор Na Сl после очистки поступает на электролиз.

Вводно-фенольный слой, содержащий~75% фенола и ~25% воды, подвергают азеотропной перегонке (осушке) во второй ректификационной колонне. Далее сырой фенол поступает в вакуум-ректификационную колонну, из которой отбирают товарный фенол. Кубовый остаток, содержащий 15% фенола, ~85% о- и п-оксидифенилов и следы алкилфенолов, разделяют на компоненты при перегонке.

Производство фенола по методу Рашига.

Синтез фенола контактным гидролизом хлорбензола водяным паром (метод Рашига) в промышленном масштабе был осуществлен в Германии в 1938 г., а затем освоен СССР и США.

Процесс протекает по следующей схеме:

С6Н6+Н Сl+1/2О2=С6Н5 Сl+Н2О

С6Н5 Сl+Н2О=С6Н5ОН+Н Сl

С6Н6+1/2О2=С6Н5ОН

Первую стадию- окислительное хлорирование бензола хлористым водородом – проводят при 250-270 ?С в присутствии катализатора ( окиси алюминия, активированной хлорной медью). При хлорировании, кроме хлорбензола, образуются также дихлорбензолы, причем соотношение С6Н5Сl:С6Н4Сl2 возрастает с увеличением степени конверсии. Поэтому процесс ведут при степени конверсии ~10%.

В конвертор, состоящий из заполненных катализатором ячеек, между которыми циркулирует охлажденный воздух, поступают пары бензола и соляной кислоты, а также воздух. Во избежании окисления бензола кислород берется в количестве, меньшем стехиометрического. В качестве побочных продуктов образуются полихлорбензолы и при окислении незначительных количеств бензола –двуокись и окись углерода.

Смесь, содержащую бензол, хлорбензол, полихлорбензолы, окислы углерода и Непрореагировавший хлористый водород, направляют на «парциальную» конденсацию. Несконденсировавшиеся пары поступают в хвостовой конденсатор.

Органический слой конденсата, образующийся в «парциальном» конденсаторе, нейтрализуют 10%-ным раствором едкого натра, промывают водой и подвергают ректификации, при которой вначале отгоняется Непрореагировавший бензол, возвращаемый в производственный цикл, а затем от полихлорбензолов - хлорбензол.

Кислый водный слой конденсата используют во второй стадии процесса для поглощения хлористого водорода. Конденсат из хвостого конденсатора присоединяют к возвратному хлорбензолу, а несконденсировавшиеся газы направляют на абсорбцию бензола.

Вторая стадия- контактный гидролиз хлорбензола протекает путем взаимодействия его паров с водяным паром при 400-500 ?С в присутствии катализатора (фосфата кальция). Реакция эндотермична, процесс проводят при степени конверсии, общий выход фенола уменьшается, а катализатор быстро обуглероживается, теряет активность и требует частой регенерации.

Реакция протекает при циркуляции непрореагировавшего хлорбензола и воды. Из циркулирующей смеси абсорбируется хлористый водород, выводимый в виде 15-17%-ного раствора соляной кислоты, в котором содержится 5% от общего количества образовавшегося фенола.

Основную часть фенола извлекают из циркулирующей смеси промывкой горячей водой и последующей экстракцией бензолом.

Фенол, содержащийся в растворе разбавленной соляной кислоты, также извлекают бензолом. Раствор хлористого водорода возвращают на окислительное хлорирование. Таким образом, хлористый водород постоянно циркулирует в системе, и на практике приходится компенсировать лишь некоторые его потери.

Из бензольного раствора фенола отгоняют бензол и выделенный фенол- сырец подвергают вакуум - ректификации для получения товарного фенола.

Производство фенола совместно с ацетоном через гидроперекись изопропилбензола.

В 1949 г. в СССР впервые в мире был осуществлен в промышленном масштабе процесс совместного получения фенола и ацетона через гидроперекись изопропилбензола (кумола).

Кумольный метод получения фенола разработан на основе исследований П.Г.Сергеева, Р.Ю. Удриса, Б.Д. Кружалова и М.С.Немцова.

В 1953 г. в результате работ английской фирмы «Distillers Companu Limited» и американской фирмы «Hercules Powder Companu» аналогичный процесс был внедрен на заводе фирмы «British- AmericanShowingan» в г. Монреале (Канада). С этого времени Кумольный метод синтеза фенола получил широкое распространение во многих странах.

Процесс состоит из следующих стадий:

1. Получение изопропилбензола (кумола) алкилированием бензола пропиленом:

С6Н6-СН2=СН-СН3=С6Н6-СН (СН3)2

2. Окисление изопропилбензола кислородом воздуха в гидроперекись:

С6Н5-СН(СН3)2+О2=С6Н5-С(СН3)2-О-ОН

3. Разложение гидроперекиси изопропилбензола на фенол и ацетон:

С6Н5-С(СН3)2-О-ОН=С6Н5ОН+(СН3)2СО

Оценка Эффективности кумольного метода и путей его развития может быть произведена только при сравнении с другими методами.

Сравнение методов.

Метод совместного производства фенола и ацетона через гидроперекись изопропилбензола имеет ряд очевидных преимуществ перед другими методами синтеза фенола.

При получении фенола через бензолсульфокислоту необходимо расходовать большие количества таких веществ, как серная кислота, едкий натр, сернистый газ; аппаратура подвергается интенсивной коррозии, целый ряд процессов оформляется периодически, условия проведения отдельных стадий процесса весьма жестки.

Синтез фенола омылением хлорбензола связан с расходом значительных количеств хлора, щелочи, соляной кислоты. Использование в процессе сильно агрессивных веществ требует применения дорогих антикоррозийных материалов. Недостатком является также работа под высоким избыточным давлением (до 300ат).

Метод Рашига характеризуется использованием в процессе больших количеств хлористого водорода, коррозией, жесткими условиями проведения реакции и низкой конверсией за один проход, что обуславливает высокие энергозатраты.

Кумольный метод фенола выгодно отличается от перечисленных методов мягкими условиями проведения всех стадий процесса, применением значительно меньших количеств серной кислоты и щелочи, отсутствием хлора и соляной кислоты. Коррозия аппаратуры, возникающая при алкилировании вследствие гидролиза катализатора (хлористого алюминия) и при окислении в результате побочно образующейся муравьиной кислоты, менее интенсивна и предотвращается легче, чем коррозия

Скачать диплом(373.01 Кб) скачиваний466 раз(а)

 

Тетразен

Производство тетразена

Для получения тетразена в качестве исходного продукта необходим аминогуанидин, который в виде свободного основания является нестойким соедин ением, с кислотами же дает прочные соли. Из солей аминогуанидина представляют интерес аминогуанидиннитрат, аминогуанидинсульфат (АТС) и аминогуанидинкарбонат (АГБ). Тетразен изготавливают из АГБ и АТС.

Получение тетразена из АГБ. Аминогуанидинкарбонат - белый порошок с температурой плавления 170°С с разложением. Соль негигроскопична и не растворяется в воде. Для получения тетразена нерастворимый в воде АГБ необходимо перевести в растворимый в воде аминогуанидиннитрат (АГН).Для этого в бачок из нержавеющей стали, установленный в водяной бане, загружают АГБ и в него при работающей мешалке и температуре бани около 70°С приливают 16%-ную азотную кислоту до прекращения выделения углекислого газа

H2N-C(NH)-NHNH2 •H2CO3?H2O+CO2+H2N-C(NH)NHNH2•HN03

Для полного удаления углекислоты реакционную массу подогревают до 70-75°С, фильтруют на вакуум-фильтре и приготовленный раствор АГН в дальнейшем частями используют для получения тетразена.

Одновременно приготавливают 5N раствор нитрита натрия путем растворения нитрита натрия в воде.

В бак осаждения загружают 5N раствор нитрита натрия, нагретый до 55-60°С. Затем приливают раствор АГН, подкисленной 2N азотной кислотой, предварительно нагретый до 55-60°С. Процесс длиться 35-50 мин. По окончании реакции реакционную массу охлаждают до 35-40°С и содержимое самотеком сливают на вакуум-воронку. После спуска содержимое бака промывают водой, которую также самотеком спускают на вакуум-воронку с продуктом. После отсасывания маточного раствора дают

2-3 водные промывки и промывают спиртом. Затем тщательно отжимают тетразен, раскладывают на лотки, которые устанавливают в сушильный шкаф, и сушат при 40-45°С в течении 6-10 ч.

Высушенный тетразен подают на сортировку, затем ссыпают в предварительно отведенные коробки. Закрытые коробки с тетразеном переносят в погребок временного хранения.

Получение тетразеяа из АГС. Аминогуанидинсульфат - кристаллическое вещество белого цвета с температурой плавления 203°С. Необходимые для проведения реакции растворы АГС и нитрита натрия приготовляют следующим образом. Навеску АГС растворяют в аппарате из нержавеющей стали при температуре не выше 65°С в дистиллированной воде. Подготовленный раствор фильтруют, подкисляют 70-100%-ной уксусной кислотой и направляют в кабину осаждения.

Раствор нитрита натрия готовят путем растворения его в дистиллированной воде, после чего фильтруют и переносят в кабину осаждения.

Реакцию взаимодействия АГС и нитрита натрия проводят в цилиндрическом баке осаждения из нержавеющей стали. В бак заливают раствор нитрита натрия, нагретого до 50-55°С, пускают в ход мешалку и вносят раствор АГС. После сливания растворов температура несколько повышается. При повышении температуры выше 65°С в бак наливают холодную дистиллированную воду, останавливают мешалку и дают выдержку в течении 1-2 ч. Конец реакции определяют по снижению температуры до 45°С. После этого включают мешалку, реакционную массу спускают по шлангу на воронку вакуум- фильтра. После фильтрации тетразен промывают 5-6 раз холодной дистиллированной водой; отсасывают воду и три раза промывают спиртом. [2]

Тетразен сушат на лотках в кабине сушки при 40-45°С. Высушенный тетразен подвергают тем же операциям, что и тетразен, полученный из АГБ.

Скачать материал

   

Слабая азотная кислота

 Получение слабой азотной кислоты

Азотная кислота представляет собой бесцветную жидкость. Пары ее в 2.2 раза тяжелее воздуха.
Азотная кислота гигроскопична и смешивается с водой во всех отношениях с выделением тепла. Она сильно дымит в воздухе, выделяя азотный ангидрид , который образует с влагой воздуха туман.

На свету азотная кислота медленно разлагается с выделением кислорода ( ) и двуокиси азота( ). Действует на металлы, кроме серебра, платины. Азотная кислота – сильный окислитель. Солома, опилки и органические материалы, облитые кислотой, воспламеняется.

Туман азотной кислоты и окислы азота в виде , раздражает дыхательные пути, вызывают разрушение зубов, коньюктивы. При тяжелых формах, отравления может быть отек легких.

Предельно – допустимая концентрация окислов азота в помещение не более 5 мг/м .

Технологический процесс получения слабой азотной кислоты ведется в две стадии:

1-окисление аммиака и получение окислов азота;

2-абсорбция окислов азота и получение слабой азотной кислоты концентрации 48-52%

1.7.1 Технологический процесс и режимы окисления аммиака

Процесс окисления газообразного аммиака в аммиачно-воздушной смеси производится в контактных аппаратах при t0 750-9000С в присутствии пластино-радиевого-палладиевого катализатора по реациям.

4NH3+5O2=4NO+6H2O+216100 кал (1)

4NH3+3O2=2N+6H2O+3031100 кал (2)

Присутствие катализатора позволяет получать на 95-96% окислов азота по реакциям.(1)

Состав катализатора:

Pt+4Pd+3,5% Rh

Размер катализаторной сетки: толщина проволоки-0,092мм, число ячеек-32

Реакционное тепло утилизирует в котле – утилизаторе.

а) Режимы окисления аммиака:

Наименование показателя

Норма

1. Давление аммиака до ГРП, атм 0,5-2,0

2. Давление аммиака до ГРП, мм.вод.ст. 400-1000

3. Содержание аммиака в аммиачно-воздушной смеси, % 9-12,5

4. Температура аммиачно-воздушной смеси, 0С 35-50

5. Степень контактирующая, %, не ниже 96,6

6. Температура окисления аммиака, 0С 750-900

7. Разрежение под катализатором, мм.вод.ст. 0,5-10

8. Давление пара в котле-утилизаторе, атм 2,5-4

9. Температура нитрозных газов паля котла-утилизатора. 180-240

10. Температура конденсатора питающего котел утилизатора, атм 70-90

б) Контроль фазы окисления аммиака

Цеховая лаборатория один раз в сутки определяет содержание аммиака в аммиачно – воздушной смеси и содержание окислов азота в нитрозных газах после контактных аппаратов, степень контактирования в контактном аппарате.

Аппаратчик окислительного отделения через каждый час работы снимает показания контрольно – измерительных приборов и записывает в технический журнал:

- давление аммиака до и после ГРП

- температуру воздуха после суконного фильтра

- расход аммиака и аммиачно – воздушной смеси по аппаратам

- температуру окисления аммиака в контактном аппарате

- нагрузку на систему

- разряжение под платиновым катализатором

- температуру нитрозных газов перед котлом – утилизатором и нитрозным холодильником

- температуру пара до и после паронагревателя

- давление пара в котле утилизатора

- температуру конденсата питающего котел – утилизатор

В процессе работы аппаратчик следит за степенью накала катализатора в контактном аппарате, уровнем воды в котле утилизатора и в скруббере - смесителе. Ответственность за соблюдение технологического процесса, правил техники безопасности и пожарной безопасности в окислительном отделении возлагается на аппаратчика окислительного отделения, старшего мастера и мастера участка.

1.8 Абсорбция окислов азота и получение слабой азотной кислоты.

Процесс абсорбции окислов азота протекает в башнях абсорбционных систем. В башнях происходит окисление окиси азота в двуокиси и абсорбции двуокиси водой до азотной кислоты по следующим реакциям:

2NO+O2=2NO2+27200 кал(3)

3NO2+H2O=2HNO3+NO+30170 кал (4)

Удаление реакционного тепла при полной нагрузке отделения производят путем применения абсорбционной холодильной машины (АХМ).

В случае работы отделения на неполной нагрузке, применяют водяное или комбинированное (аммиачное) охлаждение.

а) Технологический процесс и режимы абсорбции газов.

Нитрозные газы из окислов ительного отделения с температурой 180-240 С0 направляется на нитрозные холодильники, проходит параллельно два нитрозных холодильника, затем на первой системе абсорбции через два холодильника и на второй через три, где охлаждается до 40-60С0.

При охлаждении из нитрозных газов частично конденсируется реакционная вода, образуя азотную кислоту 2-3% поступаемую в буферные бачки водяных башен, а более крепкая 6-12% кислота направляется в буферные бачки 6 башен.

Охладившись, нитрозные газы поступают в верхнюю часть абсорбционной башни номер один, откуда выходят снизу, охладившись до температуры 20-40 0С за счет циркулирующей кислоты. Затем нитрозный газ сверху поступает в башню 2, проходит ее параллельно потоку орошающей кислоты и снизу поступает в башню номер три. Остальные башни газ проходит, меняя свое направление.

В восьмую последнюю находу газа башня непрерывного подается фильтрованная вода в количестве, необходимом для поглощения окислов азота.

Образующая азотная кислота наименьшую концентрацию (2-4%) имеет в водяной башне и по мере перетекания из башни в башню навстречу движению нитрозных газов концентрация ее во второй башне повышается до 48-52%.

Образование азотной кислоты протекает с большим выделением тепла, из каждой башни кислота поступает в сборник через холодильник, откуда вновь подается на орошение. Орошение башен кислотами производится из коллектора через форсунки, кислоты по пути встречаются с нитрозными газами, и поглощает их.

Кислота все время циркулирует в каждой башне, причем избыток кислоты, получившийся за счет образования из сборника в сборник за счет их каскадного расположения.

Азотная кислота из башни номер два перекачивается в хранитель слабой азотной кислоты и далее на концентрирование, а газы из башни номер восемь через брызголовушки хвостовым вентилятором направляется в абсорберы улова окислов азотов серной кислоты.

Скачать материал(70.58 Кб) скачиваний442 раз(а)

   

Синтез аммиака

Для производства азотно-водородной смеси был принят метод каталитической конверсии полуводяного газа с водяным паром; предусматривалась очистка газа от диоксида углерода - отмывкой водой в скрубберах под давлением 1,6 МПа и от оксида углерода - абсорбцией водными растворами комплексных медноаммиачных солей под давлением 12,0 МПа. В 1933 и 1938 гг. были введены в строй Горловский, Днепродзержинский и Кемеровский заводы, где разделение коксового газа проводили методом глубокого охлаждения (до минус 200°С), а в 1940 г. - Чирчикский электрохимический комбинат, где водород получали при электролизе воды.
Еще в довоенный период В. А. Каржавиным и др. были проведены исследования по конверсии метана природных газов и начато строительство Бакинского азотно-тукового завода. Однако только в 1956 г. был пущен первый на базе конверсии метана коксового газа Руставский азотно-туковый завод, а с 1958 г. начат перевод всей азотной промышленности страны на природный газ. Использование природного и попутного газов, а также продуктов переработки нефти позволило отказаться от менее эффективных видов сырья - кокса и каменного угля.
При переходе отечественной азотной промышленности на природный газ для получения азото-водородной смеси были применены паро-кислородная каталитическая конверсия природного газа при низком давлении, высокотемпературная кислородная конверсия при давлении 3,0 МПа и паро-кислородная каталитическая конверсия синтез-газа производства ацетилена.
Однако эти схемы требовали применения дорогого и энергоемкого оборудования для разделения воздуха. В связи с этим, в дальнейшем развитие азотной промышленности в нашей стране было направлено на внедрение двухступенчатого каталитического метода конверсии метана под давлением 3,0 – 4,0 МПа. На первой стадии проводится паровая конверсия метана в трубчатой печи, на второй - паро-воздушная конверсия в шахтном конверторе. В настоящее время этот метод является основным методом получения конвертированного газа для производства аммиака.
Разработка новых, так называемых низкотемпературных, катализаторов конверсии СО позволила значительно упростить схему дальнейшей очистки синтез-газа, так как отпала необходимость применения громоздких и энергоемких методов очистки от СО (медно-аммиачная, промывка жидким азотом). В последнее время были значительно усовершенствованы также методы очистки газа от СО2 в результате применения новых поглотителей (горячий раствор карбида калия) и внедрения двухпоточной моноэтаноламиновой очистки. В качестве последней стадии очистки газа от каталитических ядов был разработан и применен метод гидрирования оксидов углерода (метанирование).
Значительным шагом в развитии азотной промышленности явилось внедрение турбоциркуляционных компрессоров большой мощности с циркуляционным колесом на последней ступени, что позволило значительно снизить капиталовложения и энергетические затраты, уменьшить загрязнение азото-водородной смеси маслом. В настоящее время производство аммиака в Росии базируется главным образом на природном газе. В начале X пятилетки на природном газе работали 23 предприятия азотной промышленности, на долю которых в 1980 г. приходилось около 90% выпускаемого аммиака. На остальных заводах использовались другие виды сырья: кокс, коксовый газ, водород (после электролиза воды).
По мере развития азотной промышленности в нашей стране значительно возросли единичные мощности агрегатов производства аммиака. Так, если перед второй мировой войной производительность колонны синтеза составляла 30 т/сутки, в конце 50-х годов - 100 т/сутки, в конце 60-х – 300-600 т/сутки, то в настоящее время в азотной промышленности эксплуатируются агрегаты мощностью 1360-1420 т/сутки и проектируются агрегаты мощностью 2700-3000 т/сутки. За рубежом за последние 15 лет единичные мощности по выработке аммиака возросли в 6 раз и достигли 1500 т/сутки.
Внедрению в нашей стране агрегатов мощностью 1360 т/сутки предшествовало строительство (начиная с 1965 г.) ряда агрегатов мощностью 600 т/сутки. Технологическая схема этих агрегатов характеризуется использованием значительной части тепла экзотермических стадий процесса и тепла отходящих газов для получе­ния технологического пара. Однако эти схемы не объединены в единый энерготехнологический комплекс. Компрессия азото-водородной смеси в агрегатах мощностью 600 т/сутки осуществляется при помощи электрических поршневых компрессоров, циркуляция азото-водородной смеси - посредством турбоциркуляционных компрессоров с электрическим приводом [1].

   

Серная кислота

Вихревая ферросилидовая колонна

Применение этих труб имеет ряд преимуществ: при небольших размерах они имеют большую производительность, что позволяет снизить капитальные затраты на 1 тонну концентрированной кислоты по сравнению с барботажным концентратором. Преимуществом этого метода является то, что более низкая температура кипения кислоты уменьшает степень разложения при ее концентрировании и уменьшает туманообразование, что в конечном итоге приводит к уменьшению требуемого объема газоочистки.
Вихревая ферросилидовая колонна коренным образом отличается от ныне действующих в промышленности систем концентрирования серной кислоты. Процесс осуществляется в режиме без образования туманов серной кислоты и сернистого ангидрида, что резко снижает газовые выбросы. Конструктивное исполнение концентратора позволяет за счет дополнительных брызгоуловительных и абсорбционных ступеней осуществлять снижение газового выброса до санитарных норм без электрофильтров и скрубберов.
Применение вихревого режима взаимодействия газовой и жидкой для интенсификации различных физико-химических и тепломассообменных процессов химической технологии является актуальной задачей. В настоящее время разработано большое количество различных конструкций вихревых тепломассообменных контактных устройств (ВКУ) для интенсификации процессов абсорбции, ректификации, дистилляции, пылеочистки и др. Применение ВКУ позволяет увеличить диапазон устойчивой работы и производительность аппаратуры при одновременном повышении эффективности тепломассообменных процессов. Наиболее сложными с точки зрения разработки новых конструкций аппаратов являются процессы регенерации отработанных сернокислых растворов, концентрирования фосфорной кислоты. Это связано с высокой коррозионной активностью серной и фосфорной кислот при высоких температурах. Существующие в промышленности конструкции аппаратов выполнены футерованными природными кислотоупорными материалами.
Для концентрирования отработанной серной кислоты применяются барботажные аппараты «Хемико» и распылительные концентраторы типа труба Вентури. Процесс концентрирования серной кислоты в этих аппаратах сопровождается образованием значительного количества тумана серной кислоты и диоксида серы. Образование токсичных компонентов в этих аппаратах происходит в результате перегрева и разложения серной кислоты.
Наиболее перспективным для интенсификации процесса концентрирования отработанной серной кислоты является применение вихревого режима взаимодействия газовой и жидкой фаз. Конструкция вихревого концентратора должна быть при этом простой, обеспечивающей возможность изготовления его футерованной из природных кислотоупорных материалов.
В данной колонне, где происходит процесс упаривания воды идет в вихревом потоке серной кислоты.
При больших скоростях в вихревом движении горячего газового потока образуются струи и разлетающихся в потоке газе брызг серной кислоты, создавая ту активную среду, в которой идет процесс выпаривания. Сочетание относительно высокого температурного напряжения и больших скоростей способствует увеличению коэффициента массопередачи. Предусмотренные в колонне пять рабочих ступеней испарения почти исключают туманообразование серной кислоты в процессе упаривания и позволяют отказаться от электрофильтров.

Скачать диплом(370.31 Кб) скачиваний457 раз(а)

 

   

Cтраница 1 из 4

Яндекс.Метрика Рейтинг@Mail.ru Rambler's Top100