Проект установки получения сульфата аммония из коксового газа

 Q₄= 29064*64*48*4,19 = 3741025 Дж/ч

4.1.5 Тепло химической реакции:

  а) тепло разбавления серной кислоты:

  q₁= 36662,5 Дж/моль H2SO4 ;

  Q₅ ^‘= 36662,5 * =  324350,8 Дж/ч;

  б) тепло нейтрализации аммиака серной кислотой:

  q₂= 195673 Дж/моль H₂SO₄ ;

  Q₅ ^‘’= 195673* = 1725375 Дж/ч;

   в) тепло кристаллизации сульфата аммония:

  Q₅ ^‘’’= 2600* * 4,19= 79955,34 Дж/ч;

   г) общее тепла химической реакции:

  Q₅= 2129682 Дж/ч;

  4.1.6 Общий приход тепла:

  Q_прих= 2129682 + 3741025+ 1100504 + 33314,19 +45669,32t = 7004524 + 45669,32t Дж/ч. (1)

4.2 Расход

4.2.1 Пусть Т_газа = T_cат = 55°С, тогда:

  а) сухой коксовый газ:

  q₁= 14415,4*0,7*55*4,19 = 2325356 Дж/ч;

  б) бензол:

  q₂ = 995,9*0,246*55*4,19 = 56458,28 Дж/ч;

   в) вода:

  q₃ = 1139,08 (595 + 0,438*95)*4,19= 3038377 Дж/ч;

   г) сероводород:

  q₄ = 201,2*0,238t*55* 4,19 = 10803,41 Дж/ч;

   д) аммиак

  q₅ = 301,8 *0,503* 55*4,19 = 34983,57Дж/ч;

  Q₆ = 5466437 Дж/ч  - общее тепло, уносимое компонентами коксового газа.

4.2.2 Тепло, уносимое  маточным раствором: 

  Q₇ = 9689,8*55*0,64 *4,19= 1300844 Дж/ч;

4.2.3 Тепло, уносимое циркулирующим раствором:

  Q₈ = 29064*0,64*55*4,19 = 428659,1 Дж/ч;

4.2.4 Тепло, теряемое сатуратором:

  Q₉ = α*F*(t_сат-t_возд) = 5*260*(50+20) *4,19= 381290 Дж/ч;

  Q_расх = 11563445 Дж/ч. (2)

4.3 Температура приходящего  коксового газа:

  t= = 33,78°С.

  Таким образом,  тепло, вносимое газом, равно:

   Q₁ = 45669,32*33,78=1542709,6

 

Приход, Дж/ч	Расход, Дж/ч
Тепло коксового газа: 1542709,6	Тепло коксового газа: 5466437
Теплота, вносимая H2SO4: 33314,19	Тепло маточного раствора: 1300844
Тепло маточного раствора: 1100504	Тепло циркулирующего раствора: 428659,1
Тепло циркулирующего раствора: 3741025	Тепло потерянное сатуратором: 381290
Тепло химической реакции: 2129682
Общий приход: 11563445	Общий расход: 11563445

 

 

 

 

 

 

 

 

5 ОСНОВНЫЕ РАЗМЕРЫ САТУРАТОРА

5.1 Диаметр подводящего газопровода(при скорости u₁ = 16 м/с).

5.1.1 Объем поступающего газа:

 V₁ = 33583,3* * = 31659,3 м³/ч;

 где 960-давление газа перед сатуратором мм.рт.ст., 70 температура после подогревателя, обычно 70-800С.

 

5.1.2 Диаметр подходящего газопровода определяется исходя из скорости газа, равной  ʋ₁=16 м/с, тогда:

 D₁ = = = 0,7 м; (3)

5.2 Диаметр центральной  газопроводящей  трубы (u₂ =u₁/2=8 м/с).

  D₂ = = = 1,18 м; (4)

 Следовательно, площадь сечения трубы равна:

  S₁ = 1,09 м² ;

5.3 Диаметр сатуратора:

  V₂ = 46330,8 * * = 49078,05 м³/ч; (5)

5.3.1 Площадь кольцевого сечения:

  S_к = = 15,1 м² ; (6)

5.3.2 Общее сечение сатуратора:

  S = S₁ + S_к =17 м^{2 .}

  Таким образом, диаметр сатуратора равен:

D_сат =

=4,7 м. (7) 
6 ТЕПЛОВОЙ РАСЧЕТ ПОДОГРЕВАТЕЛЯ

КОКСОВОГО ГАЗА

 

6.1 Приход.

 6.1.1 При температуре газа Т= 30°С, теплота коксового газа составляет:

  а) сухой коксовый газ:

  q₁= 14415,4*0,7*30*4,19 =1268411 Дж/ч;

  б) бензол:

   q₂ = 995,9*0,246*30*4,19 = 30795,24 Дж/ч;

   в) вода:

   q₃ = 829,7*(595+0,438*30)*4,19= 2114164 Дж/ч;

   г) сероводород:

  q₄ = 201,2*0,238*30* 4,19 = 6037,162 Дж/ч;

   д) аммиак

  q₅ = 301,8 *0,503*30*4,19 = 18968,13Дж/ч;

  Q₁ = 3438376 Дж/ч  - общее тепло, вносимое компонентами коксового газа.

6.1.2  Теплота сообщенная греющим  паром, равна:

  Q₂ = 173648,265 Дж/ч;

  Следовательно, общий подвод равен:

  Q_прих= 3612024Дж/ч;

6.2 Расход.

6.1.1 При температуре газа Т= 33,8°С, теплота коксового газа составляет:

  а) сухой коксовый газ:

                q₁= 14415,4*0,7*33,8*4,19 = 1429077 Дж/ч;

  б) бензол:

q₂ = 995,9*0,246*30*4,19 = 34696,13 Дж/ч;

   в) вода:

 q₃ = 829,7*0,438*30*4,19= 6801,837Дж/ч;

   г) сероводород:

 q₄ = 201,2*0,238*30* 4,19 = 6037,162 Дж/ч;

   д) аммиак

    q₅ = 301,8 *0,503*30*4,19 = 21498,89 Дж/ч;

    Q₃ = 3438376 Дж/ч  - общее тепло, вносимое коксовым газом.

6.1.2 Тепловые потери  составляют 3% от подведенного тепла, следовательно:

   Q₄= 0,03* Q_прих = 5209,45 Дж/ч;

    Q_расх = Q₄  +   Q₃ = 3617233 Дж/ч.

  Таким образом, тепло греющего пара равно:

    Q₂ = 3617233 – 3612024 =5209,45Дж/ч.

6.1.3 Расход греющего пара (при теплоте конденсации 2170,42):

  = 2,4 кг/ч.

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

7 ОПРЕДЕЛЕНИЕ ОСНОВНЫХ РАЗМЕРОВ ПОДОГРЕВАТЕЛЯ

 

 7.1 Объем газа, поступающего в подогреватель:

 а) V= 46330,8* * = 42945,9 м³/ч;

Таким образом:

 б) S = = 0,8 м;

 в) N= = 390 шт  (при трубах диаметром 57/3 мм ); (5)

Фактическая скорость:

 г) u = = 15 м/с. (6)

 Число Рейндольса:

 д) Re=1000* ; (7)

7.2 Вязкость влажного  коксового газа:

  а) = + ; (8)

тогда:

  М _с.г.= *22,4 = 10,2 кг/моль; (9)

  V _с.г. = * 100 = 68,5;

  таким образом:

 б) V_H2O = 31,5%;

 в) = 50260,9+47250 = 97510,9

 г) М_вл.г.= =12,6 спз (10)

д) Z_вл.г.= спз – вязкость влажного газа; (11)

7.3 Плотность влажного коксового газа:

 ρ = = 0,39 кг/м³; (12)

следовательно:

 Re = 1000* =16215; (13)

7.4 Коэффициент теплопроводности:

 λ= 0,685*0б12 + 0б315*0б018 = 0,0057 +0,0822 = 0,0879 Вт/м*°К; (14)

 Теплоемкость влажного  коксового газа:

 С=  = 3Дж/кг*°С; (15)

Число Прандтля:

 Pr=3,6* = 2,3

 Число Нуссельта:

 Nu = 0,023* Re^0,8*Pr^0,4=105,6 (16)

  Коэффициент теплоотдачи:

 α₂= Nu* = 105,6* = 181,85 Дж/м²*ч*°К;

  При α₁= 10000:

 K = 410,62 Дж/м²*ч*°С

 Dt_ср = 100°;

7.5 Требуемая поверхность:

 F= = 78,7 м^2..

7.6 Длина трубок:

  L= = 0,12м;

 7.8 Диаметр:

 D=2(xt+t’) = 2(12*0,074+0,057) = 0,95м. (17)

Где  x – число шестиугольников, равное 14 шт. 
8 РАСЧЕТ СУШИЛКИ ДЛЯ СУЛЬФАТА АММОНИЯ

 

8.1 Материальный расчет

 Общий расход влажного сульфата аммония:

  G(_NH4)2SO4 = 988,2кг/ч;

 из них 

 G=968,8кг/ч – количество сухого сульфата аммония;

 G_H2O = 19,4 кг/ч – количество воды.

 Принимая влажность  сульфата аммония после сушки  равной 1%, можно рассчитать количество удаленной влаги:

  W = 9,4 - = 18,4 кг/ч.

8.2 Тепловой расчет.

Для теплового расчета  сушилки принимаем следующие  параметры воздуха и сульфата аммония:

t₀ — температура воздуха, поступающего в калорифер,t₀= 15°С;

t₁ — температура воздуха после калорифера, t₁ = 130°С;

t₂ — температура воздуха после сушилки, t₂ = 62°С;

j₀— относительная влажность поступающего воздуха в калорифер, j₀ = 0,7;

t_c^’ — температура поступающего сульфата аммония (принимаем с запасом для зимних условий),   = 15° С;

t_c^’’— температура выходящего сульфата аммония после сушки, = 60° С.

8.2.1 Приход.

 Q₁ = (968,8*0,34+53)*15=24033,84 Дж/ч;

 Q₂ = L*i₁; где L – количество сухого воздуха, поступающего в калорифер,

                     i₁ – энтальпия поступающего воздуха;

 i₁= 0,24t₁ + 0,001d₀ (595 + 0,47t₁ );

 следовательно:

Q₂ = 152,2L Дж/ч;

Q_прих = 24033,84 + 36,32L Дж/ч.

8.2.2 Расход.

 Q₃ = (968,8 +0,34+2,5)*60 = 83438Дж/ч;

 Q₄ = L*i₂, где i₂ = 0,24 t₂+ 0,001*d₂*(595+0,47t₂);

  d₂= d₀ * ;

  i₂= 80,029+ Дж/ч;

 Q₅ = 0,1*(83438-24033,84)= 5939,3 Дж/ч;

 Таким образом:

 Q_расх = 137495 +80,029L Дж/ч.

8.2.3 Расчет расхода  сухого воздуха:

 24033,84 + 36,32L =137495 +80,029L

 72,152L = 113461;

  L =1572,5 кг/ч .

 Из чего следует,  что:

 Q₂ = 239304 Дж/ч;

 Q₄ = 173963,6 Дж/ч;

 L_вл = 11,95 кг – расход влажного воздуха.

Приход, Дж/ч	Расход, Дж/ч
Тепло коксового газа: 1542709,6	Тепло коксового газа: 5466437
Теплота, вносимая H2SO4: 33314,19	Тепло маточного раствора: 1300844
Тепло маточного раствора: 1100504	Тепло циркулирующего раствора: 428659,1
Тепло циркулирующего раствора: 3741025	Тепло потерянное сатуратором: 381290

 

9 ТЕПЛОВОЙ РАСЧЕТ ЗОНЫ ОХЛАЖДЕНИЯ

 

 9.1 Приход.

 Q₁ = 80630 Дж/ч – тепло вносимое (NH₄)₂SO₄;

 Q₂ = L₀*i₀ – тепло, вносимое охлажденным воздухом;

 i₁= 0,24t₁ + 0,001d₀ (595 + 0,47t₀) = (0,24*15 +4,6) 4,19= 34,36L Дж/ч.

 Таким образом:

 Q_прих = 80630 + 34,36L Дж/ч.

9.2 Расход.

  Q₃ = (968,8*0,34 + 2,5)*45 *4,19 = 62578 Дж/ч;

  Q₄ = L₀*i₃;

  i₃ = 0,24t₃ + 0,001(595+0,47 t₃)*4,19 = 62,85L Дж/ч;

  Q_расх = 62578 + 62,85L₀ Дж/ч ;

9.3 Расчет расхода воздуха:

 80630 + 34,36L ₀ = 62578 + 62,85L₀;

28,49 L ₀ = 18052;

 L = 143,6 кг/ч;

Таким образом, количество теплоты равно:

Q₂= 85564,1 Дж/ч;

Q₄=71603,26Дж/ч.

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

10 ТЕПЛОВОЙ РАСЧЕТ КАЛОРИФЕРА

 

10.1 Приход тепла:

  Q₁ = L* i₀= 8,19*1572,5*4,19 = 53962 Дж/ч – тепло, вносимое воздухом;

  Q₂ – тепло, вносимое паром;

 Таким образом:

  Q_прих = 53962 + Q₂.

10.2 Расход тепла:

  Q₃ = 239304 Дж/ч  – тепло, уносимое воздухом;

  Q₄ = 0,1*(57113,2-12878,8) * 4,19= 18534 Дж/ч;

  Q_расх = 257838 Дж/ч.

  Таким образом:

  Q₂ = 257838 – 53962= 203876 Дж/ч.

10.3  Расход пара  в калорифере (при теплоте конденсации  пара - 2141,5 Дж/ч):

= 95,2кг/ч.

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

11 РАСЧЕТ ОСНОВНЫХ РАЗМЕРОВ  СУШИЛЬНОЙ КАМЕРЫ

 

11.1 Площадь решетки для сушильной зоны:

  F= , м², где V – объем воздуха, м³/ч;

                                    u² – оптимальная скорость воздуха,  м/с.

При T= °С –средняя температура;

 V_c = ( + ) * * = 20661 м³/ч;

r_с = = 0,4 кг/м³; (18)

;

Re =   - критерий Рейнольдса;

Ar =  = = 78375 – критерий Архимеда; (19)

 Re = = 160;

 u_с = Re* = 3,76 м/с;

 F_c = = 15 м²;

  11.2 Определение площади  решетки для охлаждающей  зоны  камеры:

  V₀ = ( * 22,4)* * = 12,07 м³/ч;

  При T= °С – средняя температура;

 r_с = = 1,03 кг/м³;

n =16,6*10^-6 м²/с кинематическая вязкость;

Ar =  = = 61176,7;

Re = = 137,7;

Следовательно:

 u = 137,7* =2,3 м/с

Таким образом:

F₀ = =0,015 м²;

F_0б = 0,015 + 0,15 = 0,165 м².

  11.3 При соотношении  длины и ширины решетки 7:1, эти величины равны:

 a = = = 0,15 м – ширина;

 b= =1,03 м – длина;

 l_c = = 0,93м – длина сушильной зоны;

 l_o=0,1 м – длина охлаждающей зоны.

11.4 Определение высоты неподвижного слоя.

 S = - необходимая поверхность соприкосновения материала и теплоносителя, т.е. поверхность теплопередачи.

11.4.1 Количество передаваемого тепла:

  Q = Q_нагр+Q_исп+Q_пот, где

  Q_нагр= 80630 - 24034 = 56596 Дж/ч – тепло, ушедшее на нагрев материала;

  Q_исп= 18,4*595* 4,19 = 45872 Дж/ч – тепло, ушедшее на испарение;

  Q_пот= 5939,3 Дж/ч – тепловые потери наружу;

  Q =5939, 3+45872+56596 = 108408 Дж/ч

11.4.2 Критерий Нюссельда:

  Nu = 0,01Re *Ar^0,175 *( )^0,45=80, где Re – число Рейнольдса;

   d_cр – средний диаметр частиц, 0,0005м;

  H₀ - высота неподвижного слоя.

Re = =80;

Ar = =6711,25

Таким образом, таким образом критерий Нуссельта равен:

 Nu = 0,01*80*(6711,25)^0,175*( )^0,45=0,31.

Отсюда следует, что  коэффициент теплоотдачи от воздуха  к материалу равен:

 α= Nu* = 0,37* * 4,19=67,8 Дж/ч;

Dt_ср= =19,1°С;

Sc= =83,6 м^2..

11.4.3 Масса материала.

G₀ = = =12,3 кг;

11.4.4 Высота неподвижного слоя:

 H₁²*tg α °+ H₁*a - = 0,

 где H₁- высота неподвижного слоя;

  a – ширина камеры, м;

  α °=15, - угол наклона стенки камеры и вертикали;

  Vм – объем неподвижного слоя материала.

 V_м = = 0,014 м³;

 Таким образом:

 H₁²*tg 15 °+ H₁*0,15 - = 0;

 H₁ = 0,18м;

11.4.4 Гидравлическое сопротивление:

Dp = 0,085*r_н=0,085*858 =73 мм.рт. ст=9732,4 Па;

 11.4.5 Продолжительность сушки:

 t = = = 15,5 c.

11.5 Определение высоты кипящего слоя.

0,27*H₂²+0,15 H₂ - * = 0;

 H₂=0,36м.

11.6 Размеры камеры вверху.

  11.6.1 Ширина камеры.

 При максимальном размере частиц d=0,00015м:

 Ar = =263,64;

 Re = =9,5.

Таким образом:

u_ун = Re_ун* = 9,5* =1,49 м/с – скорость, обеспечивающая вынос из камеры частиц размером d<0,00015 мм; (20)

а_в=а_н* = 0,15* =0,4 м – ширина камеры.

11.6.2 Общая высота камеры.

H_об=

=0,46 м 
12 ПРОВЕРКА ЗОНЫ ОХЛАЖДЕНИЯ

 

12.1 Объем материала  в зоне охлаждения:

H₁²*tg α °+ H₁*a - = 0;