
- •Г. М. Давидан, а. Г. Нелин, л. Н. Олейник, е. Д. Скутин общая химическая технология
- •Предисловие
- •Глава 1 общие понятия о химическом производстве
- •1.1. Химическая технология как наука
- •М акрокинетика
- •1.2. Связь химической технологии с другими науками
- •Химическая технология
- •1.3. История отечественной химической технологии
- •Контрольные вопросы
- •Глава 2 компоненты химического производства
- •2.1. Сырье в химическом производстве
- •Классификация химического сырья
- •2.2. Энергия в химической технологии
- •2.4. Воздух в химической технологии
- •Контрольные вопросы
- •Глава 3 критерии оценки эффективности химического производства
- •3.1. Технико-экономические показатели (тэп)
- •3.2. Структура экономики химического производства
- •Материальный и энергетический баланс химического производства
- •Контрольные вопросы
- •Глава 4 системный подход в изучении химико-технологического процесса
- •4.1. Общие понятия и определения
- •4.2. Химико-технологическая система как объект моделирования
- •4.3. Операторы
- •4.4. Матричное представление моделей
- •4.5. Подсистемы хтс
- •4.6. Связи
- •4.7. Классификация технологических схем
- •4.8. Системный подход к разработке технологии производства
- •4.9. Оптимизация производства
- •Контрольные вопросы
- •Глава 5 общие закономерности химических процессов
- •5.1. Понятие о химическом процессе
- •5.2. Классификация химических реакций
- •5.3. Интенсификация гомогенных процессов
- •5.4. Интенсификация гетерогенных процессов
- •5.5. Интенсификация процессов, основанных на необратимых реакциях
- •5.6. Интенсификация процессов, основанных на обратимых реакциях
- •Контрольные вопросы
- •Глава 6 гетерогенный катализ
- •6.1. Общие положения катализа
- •6.2. Процессы адсорбции и хемосорбции в гетерогенном катализе
- •6.3. Механизм гетерогенных каталитических процессов
- •6.4. Основные требования к гетерогенным катализаторам
- •6.5. Основные структурные параметры гетерогенных катализаторов
- •6.6. Технологические свойства гетерогенных катализаторов
- •6.7. Классификация гетерогенных катализаторов
- •6.8. Состав катализаторов
- •6.9. Приготовление катализаторов
- •Контрольные вопросы
- •Глава 7 гомогенный катализ
- •7.1. Кислотный (основной) катализ
- •7.2. Металлокомплексный катализ
- •7.3. Ферментативный катализ
- •Контрольные вопросы
- •Глава 8 химические реакторы
- •8.1. Принципы классификации химических реакторов
- •8.2. Принципы проектирования химических реакторов
- •8.3. Химические реакторы с идеальной структурой потока в изотермическом режиме
- •8.3.3. Примеры аналитического решения математической модели (8.22) и (8.23) для частных случаев
- •8.4. Сравнение эффективности проточных реакторов идеального смешения и идеального вытеснения
- •8.5. Конструкции реакторов
- •Контрольные вопросы
- •Глава 9 производство серной кислоты
- •9.1. Способы производства серной кислоты
- •9.2. Сырье процесса
- •9.3. Промышленные процессы получения серной кислоты
- •9.4. Пути совершенствования сернокислотного производства
- •Контрольные вопросы
- •Глава 10 производство аммиака
- •10.1. Проблема связанного азота
- •10.2. Получение азота и водорода для синтеза аммиака
- •10.3. Синтез аммиака
- •Контрольные вопросы
- •Глава 11 переработка нефти
- •11.1. Общие сведения о нефти
- •11.2. Классификация нефтей
- •11.3. Состав нефти
- •11.4. Нефтепродукты
- •11.5. Подготовка нефти на нефтепромыслах
- •11.6. Первичная переработка нефти
- •11.7. Пиролиз
- •11.8. Коксование
- •11.9. Каталитический крекинг
- •11.10. Каталитический риформинг
- •11.11. Гидроочистка
- •11.12. Производство нефтяных масел
- •Контрольные вопросы
- •Глава 12 переработка каменного угля
- •12.1. Показатели качества каменных углей
- •12.2. Классификация углей
- •12.3. Коксование каменных углей
- •Коксование
- •Тушение
- •Разгонка
- •12.4. Состав прямого коксового газа и его разделение
- •12.5. Переработка сырого бензола
- •12.6. Переработка каменноугольной смолы
- •12.7. Газификация твердого топлива. Процесс Фишера – Тропша
- •Контрольные вопросы
- •Глава 13 производство стирола
- •13.1. Получение этилбензола
- •13.2. Производство стирола дегидрированием этилбензола
- •13.3. Технологическая схема производства стирола дегидрированием этилбензола
- •Контрольные вопросы
- •Глава 14 производство этанола
- •Контрольные вопросы
- •Библиографический список
- •Содержание
- •Глава 12. Переработка каменного угля 231
- •Глава 13. Производство стирола 246
- •Глава 14. Производство этанола 252
9.1. Способы производства серной кислоты
Еще в 13 в. серную кислоту получали из железного купороса FeSO4, откуда и название одного из сортов серной кислоты – купоросное масло. С XVIII в. серную кислоту получали нитрозным башенным методом, который лишь в середине ХХ в. был вытеснен контактным способом.
Первая стадия сернокислотного производства – получение сернистого газа из серосодержащего сырья. В качестве сырья могут быть использованы элементарная сера, серный колчедан (пирит), сероводород Н2S и т.д. После очистки диоксид серы окисляют до трехоксида в присутствии катализатора.
В нитрозном методе катализатором служили оксиды азота. Диоксид серы окисляют в основном в жидкой фазе в башнях (колоннах) с насадкой. Поэтому этот метод называют иначе башенным. Основной недостаток этого метода – загрязнение атмосферы такими вредными газами, как NO2, SO2 и SO3 . Кроме того, получаемая серная кислота имеет низкую концентрацию и загрязнена побочными продуктами. В контактном же способе применяют твердые катализаторы и получают более концентрированную кислоту и без примесей побочных продуктов.
9.2. Сырье процесса
Кроме уже упомянутых серного колчедана, элементной серы, сероводорода источниками сырья для производства серной кислоты могут служить сульфиды металлов, такие как медный колчедан CuFeS2, медный блеск CuS2, сульфаты: гипс CaSO4 2H2O, ангидрит CaSO4, мирабилит Na2SO4 10H2O и т.д.
На территории России залежей самородной серы нет. Получение газовой серы из сероводорода, извлекаемого при очистке горючих и технологических газов, основано на процессе неполного окисления на твердом катализаторе. При этом протекают реакции:
H2S + 1,5O2 = SO2 + H2O; (9.1)
2H2S + SO2 = 2H2O + 1,5S2. (9.2)
Значительные количества серы могут быть получены из побочных продуктов производства цветных металлов, например меди:
2FeS2 = 2FeS +S2; (9.3)
SO2 + C = S + CO2; (9.4)
CS2 + SO2 = 1,5S2 + CO2; (9.5)
2COS + SO2 = 1,5S2 + 2CO2 . (9.6)
9.3. Промышленные процессы получения серной кислоты
9.3.1. Получение серной кислоты из серного колчедана. Технологическая схема производства серной кислоты из серного колчедана включает три стадии: а) обжиг серного колчедана с получением SO2; б) контактирование SO2 с кислородом; в) абсорбция SO3.
Обжиг серного колчедана. Это гетерогенный высокотемпературный (до 1000 оС) необратимый каталитический процесс, включающий ряд стадий. Основная реакция протекает по схеме
4FeS2 +11O2 = 2Fe2O3 + 8SO2 + 3420 кДж/ моль. (9.7)
При недостатке кислорода протекает иная реакция:
3FeS2 + 8O2 = Fe3O4 + 6SO2 + 2440 кДж/ моль. (9.8)
При окислении сульфида железа на поверхности зерна минерала получается слой оксидов, толщина которого растет по мере выгорания серы из минерала. Общая скорость процесса при этом определяется скоростью диффузии газов в порах этого слоя оксидов. Следовательно, процесс обжига колчедана протекает во внутридиффузионной области. Скорость процесса в целом описывается уравнением
= k
· F
·
.
(9.9)
Из уравнения (9.9) следует, что скорость процесса можно увеличить путем повышения коэффициента массопередачи k, для чего эффективнее всего поднимать температуру. Но при 850–1000 оС материал в печи спекается и резко снижается реакционная поверхность F. Поэтому температура процесса определяется химическим составом и природой колчедана, а также конструкцией печи.
Для увеличения движущей силы процесса С повышают концентрацию пирита в колчедане и кислорода в зоне обжига путем флотации руды, а кислорода – применением избытка воздуха, в 1,5–2 раза превышающего стехиометрическое.
Для повышения поверхности соприкосновения фаз флотационный колчедан измельчают до размеров частиц 0,3–0,03 мм.
Совершенствование технологии обжига колчедана шло от применения механических полочных печей к печам пылевидного обжига и далее к современным печам с кипящим слоем колчедана (ПКС), которые практически вы-теснили все остальные типы печей. Сравнительную эффективность эксплуатации различных реакторов обжига колчедана иллюстрирует таблица 9.1.
Таблица 9.1
Тип реактора обжига колчедана |
Интенсивность работы реактора, кг/м3 · сутки |
Доля SO2 в обжиговом газе, % об. |
Доля серы в огарке, % масс. |
Многополочный реактор |
200 |
9 |
2 |
Реактор пылевидного обжига |
700–1000 |
13 |
1–1,5 |
Реактор кипящего слоя |
1000–1800 |
15 |
0,5 |
П КС представляет собой цилиндрическо-коническую камеру, в нижней части которой установлен газораспределительная решетка, на которую непрерывно поступает обжиговый материал. Под решетку подается воздух со скоростью, обеспечивающей переход частиц во взвешенное состояние, но недостаточную для выноса частиц материала из печи. Производительность таких печей в 10 раз выше, чем любых других и составляет 1800 кг / м3 реакционного объема в сутки. При этом получают газ, содержащий до 14 % SO2. Теплоту реакции используют для выработки пара путем помещения в зону реакции теплообменных элементов, в которые подают воду, а получают пар. Производительность по пару составляет 1,3 т / т колчедана.
По технологическому оформлению производство серной кислоты из железного колчедана является очень сложным и включает ряд блоков, где последовательно проводят необходимые стадии процесса.
Структурная схема такого производства приведена на рисунке 9.4.
Рис. 9.4. Структурная схема производства серной кислоты из колчедана
Римскими цифрами на схеме обозначено: I – блок получения обжигового газа; II – блок контактирования; III – блок абсорбции.
Арабскими цифрами на схеме обозначены следующие операторы: 1 – обжиг колчедана; 2 – охлаждение обжигового газа в котле-утилизаторе; 3 – общая очистка газа; 4 – специальная очистка газа; 5 – подогрев контактируемого газа в теплообменнике; 6 – контактирование оксида серы (IV) с кислородом; 7 – абсорбция оксида серы (VI).
Контактный способ производства серной кислоты. Этот способ после получения диоксида серы включает еще три стадии:
- очистку газа от вредных для катализатора примесей;
- контактное окисление SO2 в SO3;
- абсорбцию SO3 серной кислотой.
Очистка газа. От огарковой пыли газ очищают в циклонах, а затем, после использования теплоты газа, в сухих электрофильтрах. После ПКС доля пыли в газах составляет 200 г/м3, циклона – 20 г/м3, фильтров – 0,1 г/м3 .
Для полного освобождения газа от остатков пыли и более полного отделения от оксидов мышьяка и селена, являющихся каталитическими ядами, необратимо отравляющих катализатор, очистку ведут в промывных башнях серной кислотой концентрацией 93–95 %, а затем турбокомпрессором подают в контактное отделение для окисления диоксида серы.
Контактное окисление диоксида серы – это основная стадия процесса производства серной кислоты. Она является типичным примером гетерогенного экзотермического каталитического процесса:
2SO2 + O2 = 2SO3 + 189 кДж / моль (при 500 оС). (9.10)
Согласно принципу Ле-Шателье, равновесие в этой реакции должно сдвигаться вправо при повышении давления и снижении температуры. На практике давление не повышают из-за небольших концентраций диоксида серы и кислорода в обжиговом газе (80 % азота).
Рост энергетических затрат при повышении давления превышает выгоду от этого приема. Константа равновесия в этой реакции
Кр
=
(9.11)
или
=
,
(9.12)
где PSO
,
PSO
,
PO
–
парциальные равновесные давления SO2,
SO3
и О2.
Равновесная степень превращения
SO2
в SO3
Xр
=
(9.13)
или после преобразований
XP
=
(9.14)
или через концентрации
ХР
=
.
(9.15)
Зависимость равновесной степени превращения от состава контактирующих газов при давлении 0,1 МПа и 475 оС приведена в таблице 9.2.
Таблица 9.2
Влияние параметров процесса на степень превращения SO2 в SO3
Доля SO2, % |
2 |
5 |
6 |
7 |
8 |
9 |
10 |
Доля О2, % |
18,2 |
14,1 |
12,7 |
11,3 |
10,0 |
8,6 |
7,2 |
Хр , % |
97,1 |
96,5 |
96,2 |
95,8 |
95,2 |
94,3 |
92,3 |
Как следует из таблицы 9.2, степень превращения SO2 в SO3 находится в обратной зависимости от его концентрации. Но при низких концентрациях диоксида серы мала производительность процесса. Поэтому оптимальным считается газ, доля SO2 в котором составляет 7–9 %, О2 – 10–11 %.
Наглядно зависимость выхода SO3 от температуры процесса при СSO = 7 %; CO = 11 % можно видеть на графике (рис. 9.5).
η, % масс.
-
100
80
60
40
20
Т, оС
400 500 600 700 800 900 1000
Рис. 9.5. Зависимость выхода SO3 от температуры процесса
Как видно из графика, наибольший выход SO3 (99,2 %) достигается при минимальной температуре (400 оС). Однако при низких температурах мала скорость процесса и, следовательно, производительность процесса. Поэтому при работе на современных ванадиевых катализаторах окисление проводят в несколько стадий с постепенным снижением температуры от 580–600 оС – на первой стадии и до 400–450 оС – на последней.
Скорость процесса окисления SO2 определяется в первую очередь активностью катализатора, а также параметрами процесса.
В развитии процесса каталитического окисления SO2 в SO3 известно применение трех катализаторов: Pt, Fe2O3 и V2O5. Наиболее активна платина, но она дорога и подвержена необратимым отравлениям даже следами мышьяка и селена. Fe2O3 не отравляется мышьяком и селеном, но активен при высоких температурах (выше 625 оС), т.е. тогда, когда равновесная степень превращения менее 70 %, и поэтому применяется лишь для предварительного контактирования до Х = 50–60 %.
Ванадиевые катализаторы с содержанием V2O5 до 7 % – наиболее оптимальные. Они включают в качестве промотора К2О. Катализатор наносят на высокопористые носители – алюмосиликаты. Гранулы катализатора имеют размер не более 1,5 мм и хорошо противостоят диффузионному торможению внутри пор катализатора. Однако мелкие гранулы создают большое гидравлическое сопротивление, и поэтому применяют зерна размером 5 мм.
На любом катализаторе степень превращения SO2 возрастает во времени, приближаясь к равновесной по затухающей кривой. Чем выше температура, тем быстрее достигается состояние равновесия и тем ниже равновесный выход. Кинетическое уравнение процесса окисления SO2 в SO3 выведено Г.К. Боресковым и описывается следующим образом:
(9.16)
Как видно из данного уравнения, наибольшее влияние на изменение концентрации оказывает концентрация кислорода.
На рисунке 9.6 представлена зависимость степени окисления SO2 от времени контакта при различных температурах и давлении 0,1 МПа.
Х, % 100
80
60
40
20
-
2
3
1
τ, с
0 0,5 1,0 1,5 2,0 2,5 3, 0
Рис. 9.6. Влияние температуры и времени контакта на степень окисления SO2 в SO3 на ванадиевом катализаторе (CSO = 7 %, CSO = 11 %, CN = 82 %): 1 – 425 оС; 2 – 475 оС; 3 – 600 оС
Как показано в приведенных исследованиях, лимитирующей стадией катализа является сорбция О2. Повышение концентрации кислорода увеличивает скорость процесса и возможную степень окисления. Но, повышая концентрацию кислорода, неизбежно снижаем концентрацию SO2, что приводит к уменьшению производительности процесса. Кроме того, в силу того, что данная реакция экзотермична, повышение температуры сдвигает равновесие в сторону меньшего значения С и общей скорости процесса. Вместе с тем, константа скорости реакции согласно закону Аррениуса с повышением температуры повышается.
На основании изложенного можно заключить, что для достижения максимальной скорости процесс следует начинать при более высоких температурах (600 оС), а затем снижать по кривой до 400 оС.
В реальных процессах подобная технология осуществляется в многополочных контактных аппаратах (рис. 9.7).
SO2 SO2
2
2
2
2
SO3 в абсорбер
SO2 1
Рис. 9.7. Устройство многополочного контактного аппарата
1 – контактный аппарат; 2 – теплообменник
Полочные контактные аппараты хорошо себя зарекомендовали при длительной работе, но громоздки и металлоемки. Обычно это цилиндры диаметром 12 м и высотой 25 м. Производительность составляет 1000 т серной кислоты в сутки.
Катализатор служит в среднем четыре года. Оптимальные условия процесса создаются в контактных аппаратах кипящего слоя. В таких аппаратах применяют износостойкий шариковый ванадиевый катализатор с диаметром частиц 0,75–1,5 мм вместо 4–5 мм в аппаратах с фильтрующим слоем. В отличие от процесса со стационарным слоем катализатора, процесс с кипящим слоем катализатора протекает в кинетической области и имеет большую производительность. В современных технологиях степень окисления SO2 в SO3 достигает 99 %.
Абсорбция оксида серы (VI). Процесс описывается реакцией:
SO3 + H2O = H2SO4 + 92 кДж / моль. (9.17)
При этом наличие в газовой фазе даже небольших количеств воды приводит к образованию мельчайших капель H2SO4, которые образуют стойкий туман, плохо поглощаемый водой, кислотой и даже щелочью. Поэтому в газовой фазе, поступающей на абсорбцию, должны отсутствовать пары воды. Кроме того, парциальное давление паров воды над поглощающей жидкостью должно быть минимальным. Такому требованию наилучшим образом соответствует кислота, содержащая 98,3 % H2SO4 (см. диаграмму кипения системы Н2О – SО3). Такая кислота отличается ничтожным парциальным давлением как Н2О, так и SO3, и практически полностью поглощает SO3. При этом кислоту подают в таком избытке, чтобы ее концентрация за один цикл повы-шалась на 0,2 %. С кислотой отводится и теплота абсорбции.
После охлаждения лишь небольшая часть кислоты отбирается в виде готовой продукции, а основная часть после добавки воды или разбавленной кислоты возвращается на абсорбцию.
На рисунке 9.8 показано влияние концентрации кислоты на скорость абсорбции.
Vабс
0 98,3 % Н2SO4
Рис. 9.8. Зависимость скорости абсорбции от концентрации серной кислоты
Схема двухстадийного процесса абсорбции представлена на рисунке 9.9.
Рис. 9.9. Схема двухстадийного процесса абсорбции SO3:
1 – холодильник газа; 2 – олеумный абсорбер; 3 – моногидратный аппарат; 4 – сушильный барабан; 5 – холодильники жидкого продукта; 6, 7 – сборники олеума и моногидрата соответственно
На представленной схеме на первой стадии абсорбции SO3 и абсорбент (20 % олеум) охлаждают до 80 оС перед абсорбцией. На второй стадии в качестве сорбента используют моногидрат.
Полную технологическую схему производства серной кислоты контактным способом называют ДК – ДА (двойное контактирование – двойная абсорбция). Она является гораздо более сложной и включает следующие отделения:
– печное с сухой очисткой газа;
– промывное, в котором газ подвергают мокрой очистке от остатков пыли, сернокислотного тумана, контактных ядов и водяных паров;
– компрессорное;
– контактное;
– абсорбционное.
Производительность такой установки составляет до 1500 т / сутки по моногидрату. Расходные коэффициенты на 1 т моногидрата таковы: колчедан – 0,82 т, вода – 50 м3, электроэнергия – 82 кВт · ч.
9.3.2. Технологическая схема производства серной кислоты из серы. Получение H2SO4 из элементарной серы представляет собой процесс, включающий стадии сжигания серы до SO2, контактирования полученного диоксида и абсорбцию трехоксида с получением товарной серной кислоты.
Горение серы – это гомогенная экзотермическая реакция, которой предшествует процесс перехода твердой серы в жидкое состояние с последующим ее испарением:
S + O2 = SO2 + 297 кДж/моль. (9.18)
Поскольку в печном газе при сжигании серы отсутствуют пыль и каталитические яды, технология производства серной кислоты и серы не содержит блока очистки газа, отличается простотой и получила название «короткой схемы» (рис. 9.10).
пар вода
сера 4 5 6
SO3
пар
в ода
1 2
3 товарная
Н2SO4
7
7
воздух
Рис. 9.10. Производство серной кислоты из серы
На схеме обозначено: 1 – камера плавления серы; 2 – фильтр жидкой серы; 3 – печь сжигания серы; 4 – котел-утилизатор; 5 – контактный аппарат; 6 – система абсорбции оксида серы (VI); 7 – холодильники.
9.3.3. Производство серной кислоты из сероводорода. Способ получения серной кислоты из сероводорода получил название «мокрого катализа» (И.А. Ададуров, Д. Гернст, 1931 г.). Он состоит в том, что смесь диоксида серы и паров воды, полученная при сжигании сероводорода в токе воздуха, подается без предварительного разделения сразу на контактирование, где оксид серы (IV), окисляется на твердом ванадиевом катализаторе до оксида серы (VI). Затем газовая смесь охлаждается в холодильнике-конденсаторе, где пары образующейся серной кислоты превращаются в жидкий продукт.
Таким образом, в отличие от других способов получения серной кислоты, в процессе мокрого катализа отсутствует стадия абсорбции оксида серы (VI) и весь процесс включает только три последовательные стадии:
1) сжигание сероводорода по реакции
Н2S + 1,5O2 = SO2 + H2O + 519 кДж/моль; (9.19)
2) окисление оксида серы (IV) до оксида серы (VI)
SO2 +0,5O2 = SO3 + 96 кДж/моль; (9.20)
3) конденсация паров и образование серной кислоты
SО3 + H2O = H2SO4 + 92 кДж/моль; (9.21)
Таким образом, процесс мокрого катализа описывается суммарным уравнением:
H2S + 2O2 = H2SO4 +707 кДж/моль. (9.22)
В качестве сырья в процессе мокрого катализа применяют сероводородный газ, содержащий до 90 % H2S, как правило, являющийся отходом некоторых производств в металлургии, нефтепереработке, нефтехимии и т.д.
Технологическая схема этого процесса имеет следующий вид (рис. 9.11).
в
оздух
- отход.
Н2S
газы
4 6
вода +
1 вода
2 пар 3 5
кислота на склад
Рис. 9.11. Производство серной кислоты из сероводорода
На рисунке 9.11 обозначено: 1 – печь с огнеупорной насадкой; 2 – котел-утилизатор; 3 – контактный аппарат; 4 – башня-конденсатор; 5 – холодильник; 6 – электрофильтр.
Так как газ при выделении подвергается промывке, то он не нуждается в стадии очистки, а продукты его сжигания не содержат вредных примесей и тоже не требуют очистки.
По данной схеме поступающий в печь H2S сжигают при большом избытке воздуха для избежания перегрева от избытка выделяющегося тепла. Полученную в результате сжигания H2S газовую смесь охлаждают в котле-утилизаторе от 1000 до 400 оС и подают в контактный аппарат. Перед подачей газовой смеси в контактный аппарат ее разбавляют воздухом до оптимального состава реакционной смеси. Контакт реакционного газа с катализатором осуществляется на четырех уровнях, причем на каждом уровне контакта вводится дополнительное количество воздуха для термостатирования процесса. После контактного аппарата конвертированный газ охлаждают в башнях орошения серной кислотой с образованием товарной H2SО4 и сернокислотного тумана, улавливаемого в электрофильтрах.
В этом процессе получают серную кислоту концентрацией 96 % при ее выходе на прореагировавший сероводород до 97 %. Производительность установки 300 т/сутки по моногидрату.
В таблице 9.3. приведены данные по товарным сортам серной кислоты.
Таблица 9.3
Характеристика товарных сортов серной кислоты
Сорт |
Доля Н2SO4, % |
Доля свободного SO3, % |
Ткрист., оС |
Башенная |
75 |
0 |
– 29,5 |
Контактная |
92,5 |
0 |
– 22 |
Олеум |
104,5 |
20 |
+2 |
Высокопроцентный олеум |
114,6 |
65 |
– 0,35 |