sản xuất axit sunfulric

231
Trêng §¹i Häc B¸ch Khoa Hµ Néi §å ¸n tèt nghiÖp MỤC LỤC Trang PHẦN MỞ ĐẦU: Lịch sử phát triển của axit sunfuric……………………. …….…………3 PHẦN MỘT CƠ SỞ HOÁ LÝ. I. NHŨNG KHÁI NIỆM CHUNG 1. Khái niệm chung………………………….………….……...…………5 2. Vài tính chất của axit và ôlêum………….. ………………....………….5 3. Tính chất của SO 2 và SO 3 ……………….………………...…. ……….9 4. Bảo quản và vận chuyển axit……..……………………… .. ….…….10 5. Vật liệu chế tạo thiết bị…………………………………….. ……...…10 II. CƠ SỞ HOÁ LÝ QUÁ TRÌNH SẢN XUẤT H 2 SO 4 . 1. Chế tạo khí SO 2 ……………….……………………….………………11 2. Tinh chế khí……………..…………………………………...…….….12 3. Qúa trình ôxi hoá SO 2 trên xúc tác V 2 O 5 …………………...………....13 4. Qúa trình hấp thụ………………………………………………………19 PHẦN HAI 1

Upload: phuonghuong

Post on 17-Jan-2016

32 views

Category:

Documents


0 download

TRANSCRIPT

Page 1: sản xuất axit sunfulric

Trêng §¹i Häc B¸ch Khoa Hµ Néi §å ¸n tèt nghiÖp

MỤC LỤC Trang

PHẦN MỞ ĐẦU:

Lịch sử phát triển của axit sunfuric…………………….…….…………3 PHẦN MỘT CƠ SỞ HOÁ LÝ.I. NHŨNG KHÁI NIỆM CHUNG 1. Khái niệm chung………………………….………….……...…………5 2. Vài tính chất của axit và ôlêum…………..………………....………….5 3. Tính chất của SO2 và SO3 ……………….………………...….……….9 4. Bảo quản và vận chuyển axit……..……………………… ..….…….10 5. Vật liệu chế tạo thiết bị……………………………………..……...…10 II. CƠ SỞ HOÁ LÝ QUÁ TRÌNH SẢN XUẤT H2SO4. 1. Chế tạo khí SO2……………….……………………….………………11 2. Tinh chế khí……………..…………………………………...…….….12 3. Qúa trình ôxi hoá SO2 trên xúc tác V2O5…………………...………....13 4. Qúa trình hấp thụ………………………………………………………19 PHẦN HAI

CHỌN VÀ BIỆN LUẬN DÂY TRUYỀN - THIẾT BỊ TOÀN PHÂN XƯỞNG I. Lựa chọn dây chuyền công nghệ……………….... ……………….……22.II. Chọn các thiết bị trong dây chuyền sản xuât……………………….…...23 III. Thuyết minh dây truyền sản xuất. ……………………………….…….26 PHẦN BA TÍNH CÂN BẰNG CHẤT TÍNH CÂN BẰNG NHIỆT TOÀN HỆ THỐNG I. Lò lớp sôi đốt pyrit……………..……………………………...….……28II. Nồi hơi nhiệt thừa………..……………………………………….……34III. Cyclon…..……………………………………………………..……....36IV. Lọc điện khô…...……………………………………………..……….38V. Tháp rửa I………………...………………………………….……….41VI. Tháp rửa II………………….……………………………….……….47VII. Lọc điện ướt I……….……………………………………….………52VIII. Tháp tăng ẩm……………………….……………………….………55IX. Lọc điện ướt II…………..…………….……………………..……….60X. Bổ xung không khí……..……………….……………………..……….62

1

Page 2: sản xuất axit sunfulric

Trêng §¹i Häc B¸ch Khoa Hµ Néi §å ¸n tèt nghiÖp

XI.Tháp sấy khí..….………………………….…………………..………..65XII. Tháp tiếp xúc ………………………….…………………………….68XIV.Tháp hấp thụ ôlêum………..………………….………….…………82XIV. Tháp hấp thụ mônô hydrat………….……….………….…………..86

PHẦN IV TÍNH TOÁN THIẾT BỊ I. Lò đốt quặng lớp sôi………………….…………………….…………90II. Nồi hơi nhiệt thừa………………………………………….………….94III. Tháp sấy……..………………………………….………….…………97IV. Tháp chuyển hoá SO2 …………..………….………………………102IV. Tháp hấp thụ ôlêum………..…………………...……………………117V. Tháp hấp thụ mônô hydrat……………………..……………………..123VI. Tính toán , chọn thiết bị phụ…………………………….…………...128

PHẦN V TÍNH TOÁN KINH TẾI.Xác định chế độ làm việc của nhà máy………………………………..134II. Tính toán nhu cầu về điện……………………………………………134III. Tính toán nhu cầu về nước ………………………………………….136IV. Tính giá thành sản phẩm ……………………………………………138 PHẦN VI PHẦN XÂY DỰNG

2

Page 3: sản xuất axit sunfulric

Trêng §¹i Häc B¸ch Khoa Hµ Néi §å ¸n tèt nghiÖp

PHẦN MỞ ĐẦULỊCH SỬ PHÁT TRIỂN CỦA AXIT SUNFURIC

Từ lâu loài người đã biết đến axit sunfuric, từ thế kỷ X người ta đã điều trế axit sunfuric bằng cách chưng cất sunfat sát ở nhiệt độ cao sẽ thu được SO2 và SO3. Sau khi làm lạnh hỗn hợp khí SO2 và SO3 cùng với hơi nước sẽ tạo thành H2SO4, nhưng phương pháp này có năng suất thấp, giá thành cao. Đến cuối thế kỷ XV người ta đốt Lưu huỳnh và Diêm tiêu có thấm nước để điều chế axit sunfuric cho y học. Năm 1740 nhà máy sản xuất axit sunfuric được xây dựng ở Anh. Nguyên tắc sản xuất, đốt Lưu huỳnh và Muối nitrat trong các bình kim loại sau đó hấp thụ khí bay ra bằng nước trong bình thuỷ tính. Năm 1796 người ta thay thế bình thuỷ tinh bằng phương pháp phòng chì. Quá trình sản xuất gián đoạn, ôxit Nitơ thải ra ngoài ảnh hưởng đến môi trường. Đầu thế kỷ XIX bắt đầu đốt Lưu huỳnh trong các lò riêng, còn các ôxit Nitơ điều trế bằng cách dùng axit sunfuric phân huỷ các muối Nitơrat và người ta đặt một số tháp ở trước phòng chì để tách một số ôxit Nitơ hoà tan trong một số sản phẩm và đặt một số tháp sau phòng chì để hấp thụ ôxit Nitơ bay theo khí thải. Do đó, tăng được năng suất và giảm giá thành sản phẩm. Đầu thế kỷ XX người ta dùng tháp đệm thay các phòng chì. Từ đó, phương pháp tháp được hình thành có năng suất lớn hơn nhiều so với phương pháp phòng trì. Nhưng phương pháp này chỉ điều chế được axit sunfuric có nồng độ 75% và độ tinh khiết của sản phẩm không cao. Song song với phương pháp tháp năm 1931 P.Filit (người Anh) đề nghị ôxi hoá SO2 trực tiếp trên xúc tác Pt bằng ôxi không khí. Từ đó hình thành phương pháp tiếp xúc. Trong các công trình nghiên cứu, quá trình ôxi hoá SO2 thành SO3 có tiến hành trên các xúc tác như ôxit sắt, ôxit đồng … Đến cuối thế kỷ XIX đầu thế kỷ XX người ta đã có biện pháp khắc phục xúc tác ngộ độc thì phương pháp tiếp xúc dùng để sản xuất axit sunfuric ngày càng tăng lên không ngừng, ưu điểm của phương pháp này: Sản phẩm tinh khiết, có nồng độ cao. Có thể sản suất được SO3 lỏng và ôleum, năng suất sản xuất lớn nhưng giá thành cao vì tồn tại hệ thống tinh chế khí.

Axit sunfuric là một axit vô cơ mạnh , được sử dụng rộng rãi . nghành phân bón hoá học tiêu thụ nhiều axit nhất . để sản xuất một tấn P 2O5 hữu hiệu trong phân bón cần 1,9 – 2,5 tấn axit, một tấn amôn sunfat cần 0,75 tấn axit sunfuric. Axit sunfuric được dùng để sản xuất nhiều loại muối sunfat,

3

Page 4: sản xuất axit sunfulric

Trêng §¹i Häc B¸ch Khoa Hµ Néi §å ¸n tèt nghiÖp

một số axit vô cơ như : axit photphoric, axit boric , axit flohidric, một số bột màu vô cơ, sơn hữu cơ, sợi visco, tinh chế sản phẩm dầu mỏ, chất nổ, tẩy gỉ kim loại, trong luyện một số kim loại như nhôm, magiê, đồng , coban. Niken, vàng … Ở nước ta, trong kháng chiến chống Pháp ông Phạm Đình Aí cùng một số người đã tổ chức sản xuất axit saunfuric quy mô nhỏ theo phương pháp phòng chì. Năm 1962 xưởng axit sufuric theo phương pháp tiếp xúc đi từ pirit công suất 40000 tấn /năm ở Lâm Thao bắt đầu hoạt động. trong những năm 60 và 70 hai xưởng axit sunfuric theo phương pháp tiếp xúc đi từ S đã được xây dựng ở Tân Bình và Thủ Đức. tiếp đó là xưởng axit sunfuric 40000 tấn/năm của nhà máy supephotphat long thành. Tới năm 1992 tổng công suất của các xưởng axit sunfuric ở nước ta là 240000 tấn/năm. Hiện nay chỉ riêng nhà máy supephotphat và hoá chất Lâm Thao cũng có tới ba dây chuyền sản xuất axit sunfuric theo phương pháp tiếp xúc đi từ S với công suât lên tới 240000 tấn /năm.

Khai thác hết công suất thiết kế, cải tiến những mắt xích yếu trong dây chuyền công nghệ đẻ đưa năng suất lên cao thiết kế, giảm tiêu hao vật chất và chi phí quản lí cho một tấn sản phẩm, đảm bảo chất lượng sản phẩm theo tiêu chuẩn quốc tế, cải thiện điều kiện lao động và môi trường là những yêu cầu cần thiết đối với những người quản lí vận hành các dây chuyền sản xuất axit sunfuric ở nước ta hiện nay. những nhiệm vụ sáng tạo trên đòi hỏi phải nắm vững bản chất các lí thuyết và những thành tựu mới nhất của công nghệ, thiết bị sản xuất axit sunfuric.

4

Page 5: sản xuất axit sunfulric

Trêng §¹i Häc B¸ch Khoa Hµ Néi §å ¸n tèt nghiÖp

PHẦN MỘT

CƠ SỞ HOÁ LÝI. NHỮNG KHÁI NIỆM CHUNG.1. Khái niệm chung:

Trong kỹ thuật, hỗn hợp theo tỷ lệ bất kỳ của SO3 với H2O đều gọi là axít sunfuric.

Nếu tỷ lệ SO3 : H2O < 1 gọi là dung dịch axít sunfuric SO3 : H2O > 1 gọi là dung dịch của SO3 trong axít sunfuric hay

ôlêum hoặc axít bốc khói.Thành phần của dung dịch axít sunfuric được đặc trưng bằng % khối

lượng H2SO4 hoặc SO3

2 - Vài tính chất của axít sunfuric và ôlêum: Axít sunfuric khan là chất lỏng không màu, sánh kết tinh ở 10,37oC ở áp

suất thường (760mmHg) đến to = 296,2 oC axít sunfuric bắt đầu sôi và bị phân huỷ cho tới khi tạo thành hỗn hợp đẳng phí chiếm 98,3 % H2SO4 và 1,7 % H2O. Hỗn hợp đẳng phí này sôi ở 336,5 oC .

Axít sunfuric có thể kết hợp với nước và SO3 theo tỷ lệ bất kỳ khi đó tạo thành một số hợp chất có tính chất khác nhau. a. Nhiệt độ kết tinh.

Dung dịch có nồng độ bất kỳ của H2SO4 và ôlêum có thể xem là hỗn hợp của hai trong số các hợp chất khác sau: H2O; H2SO4.3H2O; H2SO4.2H2O; H2SO4.H2O;H2SO4; H2SO4.SO3; H2SO4.2SO3; SO3.

Ứng với nhiệt độ kết tinh là : 0 oC ; - 22,4 ; -39,6 ; 8,48 ; 10,37 ; 35,85 ; 1,2 ; 16,8 oC

Từ đồ thị biểu diễn quan hệ giữa nhiệt độ kết tinh và nồng độ axít H2SO4

5

Page 6: sản xuất axit sunfulric

Trêng §¹i Häc B¸ch Khoa Hµ Néi §å ¸n tèt nghiÖp

% H2SO4 % SO3 tự do

Hình 1: Đồ thị kết tinh của hệ nước và SO3

Ta thấy rằng: Nhiệt độ kết tinh của dung dịch axít sunfuric và ôlêum tương đối cao,

thậm chí ngay cả ở nhiệt độ vài chục độ.Vì vậy, người ta qui định rất nghiêm ngặt nồng độ axít sunfuric và

ôlêum sao cho chúng không bị kết tinh trong quá trình vận chuyển và bảo quản.

Từ tính chất này giúp cho ta lựa chọn thành phần axít sản xuất ra phải gần với điểm cực tiểu trên đồ thị kết tinh. b. Nhiệt độ sôi và áp suất hơi:

Quan hệ giữa nhiệt độ sôi và nồng độ axít biểu diễn trên đồ thì sau:

% H2SO4 % SO3

Hình 2: Nhiệt độ sôi của axit sunfuric và oleum ở 760 mmHgQua đồ thị ta thấy rằng:

6

Nhi

ệt đ

ộ, o C

Nhi

ệt đ

ộ, o C

A

4

D

5

E

6

HG

78

23

CB

1

Page 7: sản xuất axit sunfulric

Trêng §¹i Häc B¸ch Khoa Hµ Néi §å ¸n tèt nghiÖp

Khi tăng nồng độ thì nhiệt độ sôi của dung dịch axít sunfuric tăng đạt cực đại ( 336,5 oC ) ở 98,3 % H2SO4 sau đó lại giảm.

Khi tăng hàm lượng SO3 tự do thì nhiệt độ sôi của ôlêum giảm từ 296,2oC (ở 0% SO3 tự do) xuống 44,7 oC (ở 100%SO3).

Khi tăng nồng độ áp suất hơi trên dung dịch a xít giảm đạt cực tiểu ở 98,3 % H2SO4 sau đó lại tăng. áp suất hơi trên ôlêum tăng khi tăng hàm lượng SO3 tự do.

Có thể tính áp suất hơi trên dung dịch axít sunfuric và ôlêum theo công thức sau:

Trong đó: P: Áp suất hơi mmHg. A, B : Hệ số phụ thuộc vào nồng độ axít và ôlêum.

Áp suất hơi riêng phần của H2SO4 trên dung dịch axít sunfuric ở to khác nhau có thể tích theo công thức trên nhưng giá trị A,B có khác đi.

Nói chung hơi trên dung dịch axít sunfuric và ôlêum có thành phần khác với thành phần pha lỏng. Chỉ trên dung dịch 98,3 % H2SO4 thì thành phần pha hơi nước mới bằng thành phần pha lỏng. c.Tỷ trọng:

Khi tăng nồng độ, tỷ trọng của dung dịch axít sunfuric tăng, đạt cực đại ở 98,3% H2SO4 sau đó giảm.

Khi tăng hàm lượng SO3 tự do tỷ trọng của ôlêum cũng tăng đạt cực đại ở 62% SO3 tự do sau đó lại giảm.

7

Page 8: sản xuất axit sunfulric

Trêng §¹i Häc B¸ch Khoa Hµ Néi §å ¸n tèt nghiÖp

Hình 3: Khối lượng riêng của axit sunfuric và oleum ở 20 0C

Khi tăng nhiệt độ, tỷ trọng của axít sunfuric và ôlêum giảm. áp dụng tính chất này trong kỹ thuật sản xuất người ta xác định nồng độ của dung dịch axít sunfuric có nồng độ thấp dưới 95% bằng tỷ trọng của trọng kế. d. Nhiệt dung:

Khi tăng nồng độ, nhiệt dung của dung dịch axít sunfuric giảm. Ngược lại, khi tăng hàm lượng SO3 nhiệt dung của ôlêum lại tăng. Khi tăng nhiệt độ, nhiệt dung của axít và ôlêum tăng.

% H2SO4 % SO3 Hình 4: Nhiệt dung của a xit sunfuric và oleum ở 20oC

e. Độ nhớt: Độ nhớt của axít sunfuric và ôlêum có ảnh hưởng rất lớn đến trở lực của

axít khi chảy trong đường ống, máng dẫn, đến tốc độ truyền nhiệt khi đun

8

% H2SO4 % SO3

Khố

i lượ

ng r

iêm

g, g

/cm

3 N

hiệt

dun

g, c

al/g

.o C

Page 9: sản xuất axit sunfulric

Trêng §¹i Häc B¸ch Khoa Hµ Néi §å ¸n tèt nghiÖp

nóng hoặc làm lạnh axít, tốc độ hoà tan của các muối. Vì vậy giá trị độ nhớt được sử dụng nhiều trong tính toán kỹ thuật.

Độ nhớt của axít sunfuric và ôlêum có giá trị cực đại ở nồng độ 84,5% H2SO4; 100% H2SO4 ; 50-55% SO3 tự do.

Hình 5: Độ nhớt của a xit sunfuric và oleum ở 20 oC Khi tăng nhiệt độ, độ nhớt của axít giảm khá nhanh.

g. Nhiệt tạo thành:Nhiệt tạo thành axít sunfuric ở nồng độ khác nhau (tức là lượng nhiệt toả

ra khi thêm nước vào 1 kg SO3 để tạo thành dung dịch axít đó). Có thể tính gần đúng theo công thức thực nghiệm sau:

Trong đó: H: Nhiệt tạo thành axit sunfuric, kJ/kg SO3 M: Lượng nước trong axit, kg/kg SO3

C: Hàm lượng SO3 trong axit, %(Muốn chuyển nhiệt tạo thành từ kJ/kg SO3 sang kJ/kg H2SO4 thì chia

kết quả cho 1,225).h. Nhiệt pha loãng và nhiệt hỗn hợp:

Nhiệt pha loãng là lượng nhiệt toả ra khi thêm nước vào a xít.Nhiệt pha loãng dung dịch axít sunfuric từ nồng độ ban đầu C1 xuống

nồng độ C2 có thể tính như hiệu của nhiệt tạo thành các a xít đó: Qf = DH = H2 - H1

9

% H2SO4 % SO3 tự do

Độ

nhớt

(cp

)

Page 10: sản xuất axit sunfulric

Trêng §¹i Häc B¸ch Khoa Hµ Néi §å ¸n tèt nghiÖp

Nhiệt hỗn hợp: Là nhiệt lượng toả ra khi hỗn hợp các a xít có nồng độ khác nhau. Nhiệt

hỗn hợp được xác định theo công thức: Qh = H3 + 2113 - H1 - H2 ( KJ/ kgSO3)Trong đó:

H1, H2, H3: Nhiệt tạo thành các a xít ban đầu có nồng độ C1, C2

và axít cuối nồng độ C3.

3. Tính chất của SO2 và SO3:3.1. Anhydric Sunfurơ : SO2

SO2 ở nhiệt độ thường là chất khí không màu, có mùi xốc đặc trưng, kích thích mạnh mắt và cơ quan hô hấp.

SO2 dễ hoá lỏng ( ở áp suất thường to hoá lỏng SO2 là - 10,1 oC ) SO2 hoà tan nhiều trong nước : ở 20 oC : 1 thể tích nước hoà tan 40 thể

tích SO2. Độ hoà tan của SO2 trong axít nhỏ hơn trong nước. Khi tăng nồng độ axít đầu tiên độ hoà tan SO2 giảm; đạt cực tiểu ở 85% H2SO4 sau đó lại tăng.

Khi tác dụng với nước, SO2 tạo thành axít sunfurơ: SO2 + H2O Û H2SO3

Axít sunfurơ chỉ tồn tại trong dung dịch.3.2. Anhydrit Sun furic: SO3

SO3 ở điều kiện thường là chất khí không màu, trong không khí nó phản ứng mạnh với hơi nước và tạo nên những giọt axít nhỏ bay lơ lửng gọi là mù.

SO3k + H2Ol = H2SO4l + 131,1 KJSO3 lỏng hỗn hợp với SO2 theo tỷ lệ bất kỳ SO3 rắn hoà tan trong SO2 lỏng nhưng không tạo thành hợp chất hoá học SO3 khí tác dụng với HCl tạo thành axít Closunfonic: SO2(OH)Cl Ở nhiệt độ to = - 44,75 0C thì khí SO3 biến thành chất lỏng không màu.

4. Bảo quản và vận chuyển axit. 4.1. Bảo quản.

Sản xuất axit sunfuric là quá trình liên tục, vì vậy sản phẩm liên tục đưa về kho. ở kho axít được chứa trong các thùng chứa lớn kín để tránh bụi. Thùng chứa axít có hình trụ đặt đứng làm bằng thép, có dung tích lớn để đảm bảo chứa được lượng a xít do dây chuyền sản xuất ra trong ngày. Mỗi kho bao gồm vài thùng chứa để tiện cho việc làm vệ sinh, sửa chữa. Thùng chứa axít tinh khiết và axít lỏng phải lót gạch chịu axít bên trong. 4.2 Vận chuyển.

10

Page 11: sản xuất axit sunfulric

Trêng §¹i Häc B¸ch Khoa Hµ Néi §å ¸n tèt nghiÖp

Để vận chuyển khối lượng lớn axít đi xa thường dùng các toa hàng đường sắt. Khi vận chuyển lượng nhỏ và gần thường dùng ôtô xi téc đóng can nhựa chịu axít, chai thuỷ tinh.

5. Vật liệu chế tạo thiết bị.Trong dây chuyền sản xuất axít sunfuric nồng độ axít khác nhau. Tốc

độ ăn mòn thiết bị phụ thuộc chủ yếu vào nồng độ axít và nhiệt độ của nó. Chọn được vật liệu thích hợp để chế tạo thiết bị có ảnh hưởng lớn đến chỉ tiêu kinh tế, kỹ thuật. Khi chọn chú ý các yêu cầu sau:

Chịu được môi trường ăn mòn và nhiệt độ cao, có độ bền cơ học lớn, dễ gia công, đúc, hàn và rẻ tiền.

Một số vật liệu cần quan tâm: 5.1. Thép không gỉ.

Thép không gỉ có chứa các kim loại : Mn, Co, Ni, Cr, Mo, Ti...chịu được axít đặc ở nhiệt độ cao nên thường chế tạo các thiết bị vòi phun, đường ống trong tháp sấy và Mônôhydrat. 5.2 Chì.

Chì bền trong môi trường axít loãng vì trên bề mặt của nó tạo thành lớp chì sunfat không tan trong axít loãng. Chì thường dùng để làm hoặc lót thiết bị, đường ống có tiếp xúc với axít loãng(như khu rửa khí trong sơ đồ cổ điển ); a xít có nồng độ 65-75% trong sản xuất axít cho điều chế Supephotphat.5.3. Gang.

Trong môi trường axít sunfuric gang bền hơn thép lại rẻ tiền, dễ gia công nên được dùng nhiều làm đường ống dẫn, dàn làm lạnh, van, bơm axít. Gang không chịu được tác dụng lâu dài của ôlêum và SO3 vì trong môi trường đó dễ rạn nứt.

Ngoài ra còn một số vật liệu vô cơ chịu axít như đệm sành sứ, vật liệu hữu cơ như faolit ...

II. Cơ sở hoá lý của quá trình sản xuất H2SO4

Ta chọn phương pháp sản xuất axits theo phương pháp tiếp xúc, theo phương pháp này thì sản xuất axits qua các giai đọan sau :

Chế tạo khí SO2.Tinh chế khí SO2.Oxi hoá SO2 thành SO3.Hấp thụ khí SO3 tạo thành axít H2SO4.

1. Chế tạo khí SO2

1.1. Phản ứng cháy của quặng Pyrít.Khi đốt quặng Pyrít có các phương trình phản ứng sau:

11

Page 12: sản xuất axit sunfulric

Trêng §¹i Häc B¸ch Khoa Hµ Néi §å ¸n tèt nghiÖp

2FeS2 2FeS + S2 – 724,8 kJ.S2 + 2O2 = 2SO2 + 724,8 kJ.4Fe + 7O2 = 2Fe2O3 + 4SO2.3FeS + 5O2 = Fe3O4 + 6SO2 + 2.438,2 kJ.

Trong quá trình đốt quặng pyrít sản phẩm chính là khí lò có chứa SO2 và xỉ quặnglà Fe2O3, Fe3O4, và 1 lượng nhỏ khí SO3. Trong hỗn hợp khí lò nồng độ của oxi, SO2, SO3 có liên quan mật thiết với nhau qua phương trình:

Trong đó:n: Hàm lượng O2 trong không khí đưa vào lò đốt m: Tỷ lệ giữa số phân tử O2 tham gia phản ứng với số phân tử

anhydrit sunfurơ tạo thành. CO2, CSO2, CSO3: Nồng độ của O2, SO2, SO3 trong khí lò, % thể tích.

Thực tế dùng không khí để đốt nên n = 21 và theo phản ứng cháy thì m = 1.1.2. Lượng và thành phần xỉ tạo thành trong quá trình cháy pyrít.

Lượng xỉ tạo thành khi đốt quặng:

Trong đó: X là lượng xỉ tạo thành.

Csq, Csx : là hàm lượng lưu huỳnh trong quặng khô và trong xỉ %.1.3. Nhiệt cháy và nhiệt độ bốc cháy của nguyên liệu.

Nhiệt cháy phục thuộc vào dạng nguyên liệu và mức cháy của lượng huỳnh trong đó, được tính theo công thức:

Trong đó : q: Là nhiệt toả ra khi cháy hoàn toàn 1 kg s trong nguyên

liệu. Cs

cháy Là hàm lượng lưu huỳnh thực tế đã cháy. Cs

cháy = Csq - x.Csx.

Nhiệt độ bốc cháy của pyrít ở 170 đến 260oC đã xảy ra quá trình oxi hoá chậm FeS2 thành SO2. Nhiệt độ cháy của các loại quặng pyrít khác nhau nó phục thuộc vào thành phần khoáng và độ mịn của quặng, các loại tạp chất có trong quặng.1.4. Tốc độ cháy.

12

Page 13: sản xuất axit sunfulric

Trêng §¹i Häc B¸ch Khoa Hµ Néi §å ¸n tèt nghiÖp

Tốc độ cháy của quặng pyrít phục thuộc vào các yếu tố như : nhiệt độ, kích thước hạt quặng, nồng độ oxi .... Vì vậy, cần phải khống chế các điều kiện kỹ thuật hợp lí để đạt được tốc độ cháy tiêu chuẩn, tăng được bề mặt tiếp xúc giữa pha rắn với pha khí, tránh được hiện tượng kết khối. 2- Tinh chế khí.

Quá trình làm sạch khí:Khi đốt quặng pyrít khí lò thu được có lẫn một số tạp chất có hại cho

quá trình sản xuất axít như là bụi xỉ, As2O3, HF, SiF4, SO3, H2O hơi....., do vậy cần phải làm sạch các tạp chất có hại trước khi hỗn hợpkhí đến máy tiếp xúc.

Hỗn hợp khí sau khi ở bộ phận rửa ( làm sạch khí ) trong hỗn hợp khí có mang theo một lượng hơi nước bão hoà lớn, với lượng hơi nước này nếu không hấp thụ hết sẽ gây hiện tượng ngưng tụ và gây ăn mòn các thiết bị. Vì vậy cần phải làm sạch lượng hơi nước này bằng cách cho hỗn hợp khí đi qua axít H2SO4, do tính chất háo nước của axít sunfuríc khí đi qua có mang theo hơi nước sẽ bị axít hấp thụ hơi nước và làm khô hỗn hợp khí này, quá trình đó gọi là sấy khí.

Quá trình sấy khí bằng axít sunfuric về thực chất nó là quá trình chuyển chất từ pha khí vào pha lỏng. Các phân tử khi bị hấp thụ sẽ khuếch tán từ pha khí này qua màng khí đến bề mặt phân chia pha, sau đó lại tiếp tục khuếch tán qua màng lỏng vào pha lỏng.

Tốc độ của quá trình hấp thụ phụ thuộc vào tốc độ của quá trình nào chậm nhất ( quá trình khuếch tán qua màng khí, quá trình khuếch tán qua màng lỏng, quá trình phản ứng hoá học trong pha lỏng ). Khi sấy khí thì tốc độ hấp thụ hơi nước do tốc độ khuếch tán nó qua màng khí quyết định : Lượng hơi nước khuếch tán qua màng khí được xác định bằng công thức: Q = k.F. DP [kg / h]

Trong đó: k: Hệ số hấp thụ ( kg/m2 h.mmHg )

F: Bề mặt tiếp xúc pha ( m 2 ) DP: động lực quá trình hấp thụ (mmHg )

Trong đó : Pk, Pk’ : áp suất riêng phần của hơi nước trong pha khí trước và sau khi sấy [mmHg].

13

Page 14: sản xuất axit sunfulric

Trêng §¹i Häc B¸ch Khoa Hµ Néi §å ¸n tèt nghiÖp

Pl, Pl ’ : áp suất bão hoà của hơi nước trên dung dịch axít sunfuric trước và sau khi hấp thụ [mmHg].

Để quá trình sấy nhanh và triệt để có thể áp dụng các biện pháp sau (nhằm mục đích để tăng Q).

Tăng bề mặt đệm F nhưng không tăng vô hạn được vì làm tăng kích thước tháp, trở lực và đầu tư xây dựng.

Tăng hệ số hấp thụ k: k = ko. m

Trong đó:ko : Hằng số.

: Tốc độ giả của khí trong tháp rỗng [m/s]m : hệ số phụ thuộc chế độ chuyển động của dòng kh.

Có thể tăng k bằng 2 cách:Tăng tốc độ khí: Khi tăng thì năng suất tháp tăng, song trở lực và tia bắn axít cũng

tăng. Trở lực tăng bình phương với vận tốc khí. Tăng hằng số k:Không phụ thuộc vào nồng độ axít sấy. Nồng độ a xít sấy tăng thì tăng

Ko, và tăng động lực của quá trình (do giảm áp suất hơi nước bão hoà trên axít ) nhưng tổn thất SO2 trong a xít bổ xung sẽ nhiều lên.

3. Qúa trình ôxi hoá SO2 trên xúc tác V2O5. 3.1. Phản ứng. a. Cân bằng của phản ứng. SO2 + 0,5 O2 Û SO3 + Q

( 2-1)Phản ứng là toả nhiệt và giảm thể tích, hằng số cân bằng của phản ứng :

(2-2) Trong đó:

PSO3 , PSO2 , PO2 : Áp suất riêng phần của các cấu tử ở trạng thái cân bằng.

Hằng số cân bằng phụ thuộc vào nhiệt độ theo phương trình VanHof :dlnKp/ dt = - Qp/ RT2

Qp : Nhiệt phản ứng ở áp suất không đổi. Nhiệt phản ứng phụ thuộc vào nhiệt độ theo định luật KiecKhop:

dQp/ dt = - DCp

14

Page 15: sản xuất axit sunfulric

Trêng §¹i Häc B¸ch Khoa Hµ Néi §å ¸n tèt nghiÖp

DCp : là hiệu nhiệt dung của sản phẩm và các chất ban đầu:DCp = CpSO3 - CpSO2 - 0,5 CpO2

Trong thực tế để cho đơn giản tính toán trong khoảng to = 400 - 700oC thì có thể tính Kp, Qp theo phương trình thực nghiệm sau:

Qp = 101420 - 9,26T [J/mol]

(2-3)

(2-4Khi nhiệt độ tăng thì Qp và Kp đều giảm.

b. Mức chuyển hoá. Mức chuyển hoá là tỷ lệ giữa lượng SO2 đã bị ô xy hoá thành SO3 và

tổng lượng SO2 ban đầu.

Khi phản ứng đạt trạng thái cân bằng thì mức chuyển hoá đạt giá trị cực đại, gọi là mức chuyển hoá cân bằng Xc và ta có công thức sau:

cân bằng

( 2 – 5)Gọi P: Là áp suất chung của hỗn hợp khí a,b : Nồng độ ban đầu của SO2 và SO3 ( %V) Kết hợp (2-2) và (2-5) ta có:

(2-6)Do phản ứng ôxy hoá SO2 là phản ứng toả nhiệt và giảm thể tích nên khi

tăng áp suất và giảm nhiệt độ thì mức chuyển hoá cân bằng sẽ tăng lên. Ngoài ra mức chuyển hoá cân bằng còn phụ thuộc vào tỷ lệ SO2/ SO3 trong khí lò tức là phụ thuộc vào dạng nguyên liệu và lượng không khí vào lò đốt. Nếu nồng độ SO2 thấp, hàm lượng O2 càng cao thì Xc càng lớn. c. Tốc độ phản ứng.

Trong sản xuất, tốc độ ôxy hoá SO2 có ý nghĩa rất lớn, nó quyết định lượng SO2 ôxy hoá được trong 1 đơn vị thời gian trên 1 đơn vị thể tích xúc tác. Do đó nó quyết định lượng xúc tác cần dùng, kích thước tháp và các chỉ tiêu kinh tế kỹ thuật.

Tốc độ phản ứng được đặc trưng bởi hằng số tốc độ K: k = k0. e - E/RT

15

Page 16: sản xuất axit sunfulric

Trêng §¹i Häc B¸ch Khoa Hµ Néi §å ¸n tèt nghiÖp

Trong đó: k0: Hệ số thực nghiệm đặc trưng cho chất xúc tác và

không phụ thuộc vào nhiệt độ.E: Năng lượng hoạt hoá của phản ứng (J/mol).

Khi tăng nhiệt độ và giảm E thì hằng số vận tốc tăng. Khi không có xúc tác thì phản ứng ôxy hoá SO2 có năng lượng hoạt hoá lớn là vì phải tiêu tốn năng lượng để phá vỡ liên kết giữa các nguyên tử trong phân tử O2, do đó tốc độ phản ứng rất nhỏ. Khi có mặt chất xúc tác rắn thì năng lượng hoạt hoá giảm nhiều do đó tốc độ phản ứng tăng lên rất nhiều.3.2. Chất xúc tác dùng để ô xy hoá SO2.

Có thể chia các chất xúc tác cho quá trình chuyển hoá SO2 thành hai loại: Xúc tác kim loại và phi kim loại. a. Xúc tác kim loại.

Xúc tác platin có hoạt tính rất cao, nhiệt độ hoạt tính thấp ( 375-400oC) nhưng rất dễ bị nhiệm độc bởi Asen và rất đắt. Ngoài ra các kim loại khác trong nhóm platin hoặc hợp kim của vàng, bạc platin, molip đen chúng có hoạt tính cao nhưng nhìn chung không ổn định do sau một thời gian làm việc chúng dễ chuyển thành dạng sunfat hay oxyt. b. Xúc tác phi kim loại.

Đầu tiên là oxyt sắt ( xỉ quặng ) có ưu điểm rẻ tiền, dễ kiếm, ít nhạy độc với tạp chất trong khí lò song do nhiệt độ hoạt tính cao nên mức chuyển hoá thấp ( không quá 0,5).

Sau người ta phát hiện ra oxyt Vanađi phối hợp với hợp chất kim loại kiềm và SiO2 tạo ra xúc tác Vanađi : Đây là loại xúc tác có hoạt tính cao, nhiệt độ hoạt tính thấp (430-440oC) độ bền nhiệt lớn. V2O5 là thành phần hoạt tính của xúc tác, chiếm từ 5-12%, SiO2 làm chất mang ở dạng xốp, các chất kim loại kiềm làm chất kích động.

Cho đến ngày nay xúc tác Vananđi vẫn được sử dụng rộng rãi trong sản xuất axit sunfuric do tính ưu việt của nó là hoạt tính cao ( mặc dù kém platin) và rẻ tiền. Xu hướng của công nghệ là nghiên cứu chế tạo xúc tác Vanađi có nhiệt độ hoạt tính thấp xấp xỉ nhiệt độ hoạt tính của platin.

Hiện nay trên thế giới có nhiều nước sản xuất xúc tác Vanađi ở các dạng viên, vòng khác nhau như : Nga, Anh, Mỹ, Đan mạch, Trung Quốc....

hổ biến ở dây chuyền sản xuất axít của Việt Nam là xúc tác của Nga.3.3. Cơ chế của phản ứng giữa O2 và SO2 trên bề mặt xúc tác rắn.

Tác dụng của chất xúc tác rắn khi oxy hoá SO2 là làm giảm năng lượng hoạt hoá so với năng lượng hoạt hoá của phản ứng trong pha khí. Việc giảm năng lượng hoạt hoá là do phản ứng xảy ra theo một con đường mới, nhờ có tác dụng hoá học trung gian giữa các chất tham gia phản ứng với chất xúc

16

Page 17: sản xuất axit sunfulric

Trêng §¹i Häc B¸ch Khoa Hµ Néi §å ¸n tèt nghiÖp

tác. Hợp chất trung gian tạo thành trong quá trình oxy hoá SO2 là hợp chất bề mặt và không làm thay đổi cấu trúc tinh thể của xúc tác. Phản ứng gồm 4 giai đoạn:

Hấp phụ SO2 lên bề mặt xúc tác. Oxyhoá SO2 bằng ôxy trong các phân tử oxyt kim loại (xúc tác) nằm

ngay trên bề mặt xúc tác. Nhả SO3 ra khỏi bề mặt xúc tác. Hấp phụ ôxy trong pha khí vào xúc tác và hoàn nguyên xúc tác.

V2O5 + SO2 = V2O4 + SO3 V2O4 + 1/ 2O2 = V2O5

3.4. Động học quá trình oxy hoá SO2 trên xúc tác Vanađi. Khi hiểu biết được động học của quá trình mới giải quyết được các vấn

đề thực tế sản xuất như xác định được đúng nhiệt độ thích hợp, nồng độ SO2

thích hợp, thiết lập phương pháp hợp lý để tính toán thiết bị.Người ta đã tìm được ra phương trình động học sau:

(2-7)

Trong đó :

K: Hằng số tốc độ phản ứng ( s-1.at-1)Kp: Hằng số cân bằng. a,b: Nồng độ ban đầu của SO2 và O2.P: Áp suất chung của hỗn hợp khí ( at).x: Mức chuyển hoá.

3.5. Điều kiện ôxy hoá trên xúc tác Vanađi.Quá trình oxyhoá SO2 là một giai đoạn quan trọng trong sản xuất axít

sunfuric. Vì vậy cần phải nghiên cứu những điều kiện thích hợp tiến hành quá trình đó để đạt năng suất cao, giá thành hạ ...

Rước hết hãy xét tốc độ phản ứng ôxy hoá SO2 vì nó quyết đinh thời gian cần thiết tiếp xúc giữa hỗn hợp khí và xúc tác do đó quyết định lượng xúc tác cần dùng, kích thước thiết bị.

Rong điều kiện sản xuất, áp suất làm việc P và nồng độ ban đầu a,b là quy định và coi như không đổi. Như vậy tại 1 mức chuyển hoá xác định thì tốc độ phản ứng oxy hóa SO2 chỉ phụ thuộc vào K và Kp ( theo phương trình 2-7). Khi nhiệt độ tăng, hằng số vận tốc K tăng, còn hằng số cân bằng Kp giảm.

Xét sự thay đổi của vận tốc phản ứng theo nhiệt độ:

17

Page 18: sản xuất axit sunfulric

Trêng §¹i Häc B¸ch Khoa Hµ Néi §å ¸n tèt nghiÖp

Khi tăng nhiệt độ xét ảnh hưởng của giá trị K và Kp tới tốc độ phản ứng ta có đồ thị bên. Như vậy tốc độ phản ứng từ khi tăng đến lúc bằng 0 ( hệ đạt trạng thái cân bằng ) thì phải qua một giátrị cực đại. Kết luận này có ý nghĩa quan trọng trong việc chọn chế độ nhiệt làm việc cho tháp. a. Nhiệt độ thích hợp. Nhiệt độ:

(2-8

Nhi

Öt ®

é th

Ých

hîp

°C

420

75

580

500

9080 85 10095380

460

540

Møc chuyÓn ho : %

21

43

Hình6 : Ảnh hưởng của thành phần hỗn hợp khí và mức chuyển hoá SO2 đến nhiệt độ thích hợp

Trên hình vẽ ta thấy khi mức chuyển hoá SO2 tăng thì nhiệt độ thích hợp giảm. Do đó, giai đoạn cuối của quá trình ôxi hoá SO2 phải tiến hành ở nhiệt độ thấp để vừa tăng mức chuyển hoá cân bằng, vừa tăng tốc độ phản ứng.b. Nồng độ thích hợp.

Nồng độ SO2 thích hợp ứng với mỗi mức chuyển hoá nhất định là nồng độ tại đó năng suất tháp tiếp xúc đạt giá trị cực đại.

Ứng với nồng độ thích hợp thì trở lực các lớp xúc tác trong máy đạt giá trị cực tiểu. Khi nguyên liệu ban đầu thay đổi ( tức số mol ôxy tiêu tốn để tạo thành 1 mol SO2 thay đổi ) thì nồng độ SO2 thích hợp cũng bị thay đổi.

18

Page 19: sản xuất axit sunfulric

Trêng §¹i Häc B¸ch Khoa Hµ Néi §å ¸n tèt nghiÖp

N¨n

g su

Êt th

p tiÕ

p xó

c,

®¬n

vÞ q

uy

íc

1,45

1,8

1,6

2,0

107 96 8

2,2

2,4

92%

94%

96%

97%

Nồng độ SO2

Hình7: Ảnh hưởng của nồng độ SO2 đến năng suất tháp tiết xúc.Khi đốt SO2 : m=1, % SO2 thích hợp là 8,5%. Khi nồng độ SO2 thích

hợp thay đổi thì năng suất tháp tiếp xúc cũng chỉ thay đổi ít, do đó trong thực tế sản xuất người ta có thể sử dụng nồng độ SO2 lớn hơn nồng độ thích hợp để tăng năng suất các thiết bị khác của dây chuyền sản xuất và giảm điện năng tiêu hao cho vận chuyển khí. 4. Qúa trình hấp thụ.4.1. Quá trình hấp thụ SO3.

Đầu tiên SO3 hoà tan vào axít sunfuric, sau đó phản ứng với nước trong axít:

n SO3 + H2 O = H2 SO4 + ( n - 1) SO3 Tuỳ theo tỷ lệ giữa lượng SO3 và H2O mà nồng độ a xít thu được sẽ khác

nhau: Khi n > 1 : Sản phẩm là ô lê um Khi n = 1 : Sản phẩm là mônô hydrat Khi n < 1 : Sản phẩm là a xít loãng Cơ chế của quá trình hấp thụ SO3 cũng tương tự như quá trình sấy khí.

Do đó ta cũng có công thức: Q = k.F. Dp

Trong đó:

19

Page 20: sản xuất axit sunfulric

Trêng §¹i Häc B¸ch Khoa Hµ Néi §å ¸n tèt nghiÖp

Q: lượng SO3 hấp thụ được ( kg/h). k: hệ số hấp thụ kg/m2. h.mmHg.

Dp: động lực của quá trình hấp thụ ( mmHg). Với k = k0.0,8

Trong đó: k0 : hệ số phụ thuộc vào nhiệt độ và nồng độ của a xít

: tốc độ giả của khí trong tháp ( m/s) Quá trình hấp thụ SO3 bằng axit sunfuric phụ thuộc vào nồng độ và nhiệt

độ, quá trình hấp thụ SO3 tốt nhất là ở nhiệt độ thấp và nồng độ axit tưới là 98,3% H2SO4 vì tại đó cả hiệu suất hấp thụ và tốc độ hấp thụ đều đạt giá trị cực đại.

Khi nồng độ axit nhỏ hơn 98,3% thì hơi trên dung dịch axit gồm cả hơi nước và hơi axit khi tưới axit này lên hỗn hợp khí SO3 thì đồng thời với quá trình hấp thụ SO3 trong pha lỏng còn có quá trình tạo thành hơi axit H2SO4

trong pha khí so SO3 tác dụng với hơi nước. Do vậy, áp suất riêng phần của hơi axit rât lớn hơi axit H2 SO4 tạo thành càng nhiều sẽ xẩy ra hiện tượng tạo mù. Do đó, hiệu suất hấp thụ SO3 và gây tổn thất SO3 theo khí thải ra ngoài.

Nếu dùng axit có nồng độ lớn hơn 98,3% thì hơi trên dung dịch có cả SO3. Nồng độ axit càng lớn thì suất riêng phần của SO3 càng lớn. Do đó, động lực hấp thụ và tốc độ hấp thụ giảm. Mặt khác, áp suất riêng phần của SO3 sau khi hấp thụ tăng làm tổn thất SO3 theo pha khí tăng và hiệu suất hấp thụ giảm.

Nhiệt độ càng cao thì áp suất riêng phần của SO3 càng lớn. Vì vậy, hiệu suất và tốc độ càng nhỏ.

Ảnh hưởng của nhiệt độ và nồng độ axit tưới đến tốc độ hấp thụ và hiệu suất hấp thụ SO3.

20

Page 21: sản xuất axit sunfulric

Trêng §¹i Häc B¸ch Khoa Hµ Néi §å ¸n tèt nghiÖp

1- 40°C

2- 60°C

3- 80°C

4- 100°C0,94

0,96

0,98

1,00

96 97 98 99 100

Møc

hÊp

thô

Nồng độ H2SO4 tình theo %Hình 8: Ảnh hưởng của nồng độ và nhiệt độ axit đến hiệu suất hấp thụ SO3

0,7

92

1,0

0,8

1,2

1- 30°C

2- 60°C

2096 100

0,9

1,1

0,6

94 98 10 30

1

2

%H2SO4 %SO3

Hình 9: Ảnh hưởng của nồng độ và nhiệt độ axit đến tốc độ hấp thụ SO3

Từ hai đồ thị trên ta thấy quá trình hấp thụ SO3 tốt nhất là ở nhiệt độ thấp và nồng độ axit tưới là 98,3 % H2SO4 vì tại đó tốc độ hấp thụ và hiệu suất hấp thụ đều đạt giá trị cực đại.

21

Page 22: sản xuất axit sunfulric

Trêng §¹i Häc B¸ch Khoa Hµ Néi §å ¸n tèt nghiÖp

PHẦN HAICHỌN VÀ BIỆN LUẬN DÂY TRUYỀN - THIẾT BỊ

TOÀN PHÂN XƯỞNGI. Lựa chọn dây chuyền công nghệ.

Do nguyên liệu ta sử dụng là quặng Pyrít, do vậy để có khí nguyên liệu sạch đến bộ phận oxi hoá cần phải là sạch hỗn hợp khí này. Để làm sạch hỗn hợp khí chúng ta sử dụng dây chuyền cổ điển gồm có 1 số thiết bị chủ yếu sau : 1. Bộ phận kho chứa nguyên liệu.

- Cầu trục gầu ngoạm.- Máy nghiền quặng.- Sàng rung.- Thùng sấy quặng.- Băng tải vận chuyển quặng lên lò đốt.

2. Bộ phận lò đốt quặng.- Lò đốt quặng, ta chọn lò lớp sôi.- Nồi hơi thu nhiệt thừa.- Xiclon

22

Page 23: sản xuất axit sunfulric

Trêng §¹i Häc B¸ch Khoa Hµ Néi §å ¸n tèt nghiÖp

- Lọc điện khô.- Hệ thống vận chuyển xỉ quặng.

3. Bộ phận làm sạch khí.- Tháp rửa 1.- Tháp rửa 2.- Lọc điện ướt cấp 1 và cấp 2.- Tháp tăng ẩm.

4. Bộ phận sấy-tiếp xúc-hấp thụ.- Tháp sấy 1.- Tách tia bắn .- Máy thổi khí.- Tháp tiếp xúc.- Trao đổi nhiệt ngoài tiếp xúc.- Tháp làm lạnh SO3.- Tháp hấp thụ Ôlêum.- Tháp hấp thụ Mônô.- Tháp xử lí khí thải.- Ống khói khí thải.

5. Bộ phận kho axít.- Thùng chứa axít đặc.- Thùng trộn.- Thùng chứ axít 76%.

II. Chọn các thiết bị trong dây chuyền sản xuất. 1. Lò đốt nguyên liệu.

Ta chọn lò đốt kiểu lớp sôi vì nó có những ưu điểm nổi bật như sau:Pha rắn bị đảo trộn mãnh liệt do đó nhiệt độ và nồng độ trong lớp sôi

đồng đều, tránh cho các hạt chất rắn khỏi bị quá nhiệt cục bộ.Hệ số truyền dẫn nhiệt từ lớp sôi đến bề mặt trao đổi nhiệt ( và ngược lại

) rất lớn vì thế giảm được bề mặt truyền nhiệt và thể tích của thiết bị.Có khả năng sử dụng các hạt quặng nhỏ do đó giảm được khuếch tán

khống chế nâng cao năng suất thiết bị.Do lớp sôi rất linh động cho nên có thể liên tục cho quặng vào và liên

tục lấy sản phẩm ra.Trở lực của lớp sôi không lớn lắm và trong giới hạn của lớp sôi thì

không phụ thuộc vào tốc độ thổi khí.Cấu tạo thiết bị tương đối đơn giản nên dễ cơ khí hoá và tự động hoá.

2. Tháp sấy. Tháp sấy khí với mục đích để hấp thụ hơi nước trong hỗn hợp khí, sử dụng loại tháp đệm vì với loại tháp này có diện tích bề mặt đệm lớn nên có bề mặt

23

Page 24: sản xuất axit sunfulric

Trêng §¹i Häc B¸ch Khoa Hµ Néi §å ¸n tèt nghiÖp

tiếp xúc pha giữa pha lỏng và pha khí lớn, khí lưu lại trong tháp lâu nên khả năng hấp thụ hơi nước triệt để. 3. Tháp chuyển hoá.

Có nhiều loại tháp chuyển hoá: a. Tháp chuyển hoá kiểu tầng sôi.

Hỗn hợp khí thổi từ dưới lên lần lượt qua các lưới phân phối khí, trên đó có đổ xúc tác. Để rút nhiên liệu phản ứng người ta đặt các bộ phận làm lạnh bằng nước trong lớp xúc tác.

Loại tháp này có ưu điểm sau: Do xáo trộn mạnh giữa khí và xúc tác nên tăng cường được quá trình

khuếch tán SO2 và O2 đến bề mặt xúc tác.Hệ số truyền nhiệt từ lớp sôi đến bộ phận làm lạnh lớn, do đó có thể tiến

hành ôxy hóa hỗn hợp khí có nồng độ SO2 lớn mà không sợ xúc tác quá nóng.

Nhược điểm: Cấu tạo phức tạp, chế độ điều chỉnh vận hành nghiêm ngặt. b. Tháp chuyển hoá kiểu truyền nhiệt trung gian.

Loại này dùng các ống trao đổi nhiệt sau mỗi lớp xúc tác để hạ nhiệt độ khí vào lớp xúc tác sau và nâng nhiệt độ hỗn hợp khí nguyên liệu vào lớp 1. Loại này có ưu điểm là dễ khống chế chế độ kỹ thuật.

Nhược điểm: Cấu tạo tương đối phức tạp. Nếu khí chứa nhiều hơi nước thì khi vào bộ phận truyền nhiệt sẽ ngưng

tụ hơi a xít gây ăn mòn đường ống. c. Tháp chuyển hoá kiểu bổ xung không khí và có truyền nhiệt ngoài.

Khống chế nhiệt độ vào các lớp xúc tác bằng bổ xung không khí lạnh khô và rút nhiệt ở trao đổi nhiệt ngoài. Loại này có cấu tạo đơn giản, và do đặt trao đổi nhiệt ngoài nên việc sửa chữa thay thế thiết bị thuận tiện dễ dàng.

Nhược điểm:Chiếm nhiều diện tích mặt bằng xây dựng. Qua xem xét các loại tháp chuyển hoá trên đây tôi chọn loại tháp chuyển

hoá kiểu truyền nhiệt trung gian và có trao đổi nhiệt ngoài vì nó có nhiều ưu điểm phù hợp. 4. Tháp hấp thụ.

Để hấp thụ khí SO3 có một số loại tháp như sau : a. Tháp đệm.

Là loại tháp dùng khá phổ biến, cấu tạo tương tự tháp sấy : hình trụ,vỏ thép trong xây lót bằng gạch chịu a xít. Có xếp các loại đệm bằng sành sứ.

24

Page 25: sản xuất axit sunfulric

Trêng §¹i Häc B¸ch Khoa Hµ Néi §å ¸n tèt nghiÖp

Trên nóc tháp là hệ thống thiết bị tưới a xít xuống, khí đi từ dưới đáy tháp lên. Loại này có cấu tạo đơn giản, năng suất lớn.

Nhược điểm:Trở lực tháp tương đối lớn.

b. Tháp hấp thụ sủi bọt kiểu đĩa lỗ hay đĩa chóp. Loại này có hiệu suất hấp thụ cao, cấu tạo đơn giản song trở lực của tháp

lớn.Nó gồm 4-8 tầng đĩa, tiết diện tự do của các lỗ chiếm khoảng 15% tiết diện trong toàn tháp. Làm lạnh trực tiếp a xít trên từng tầng đĩa. c. Tháp hấp thụ làm lạnh.

Loại tháp này có cấu tạo như bình làm lạnh ôlêum gồm có : các ống truyền nhiệt bằng thép không gỉ. Hỗn hợp khí thổi từ dưới lên đi giữa khe hở của các ống. Axít được tưới từ trên xuống ở bên ngoài ống tạo thành cái màng hấp thụ SO3. Nhiệt toả ra trong quá trình hấp thụ được nước làm lạnh đi trong ống thép không gỉ lấy đi.

Ưu điểm:Làm lạnh ngay được axít nên hiệu suất hấp thụ lớn. Nhược điểm:Cấu tạo phức tạp, khó sữa chữa thay thế Sau khi xem xét các loại tháp hấp thụ trên đây tôi chọn loại tháp để sấy

hỗn hợp khí và hấp thụ khí SO3 là loại tháp có xếp đệm cho các tháp sấy 1 - 2, tháp Ôlêum và tháp Monohydrat. 5. Tách tia bắn.

Sau tháp sấy và tháp hấp thụ Monohydrat trước khi phóng không, hỗn hợp khí được đưa qua các bộ phận tách tia bắn để giữ lại các tia bắn axít kéo theo. 6. Thiết bị làm lạnh axít.

Để làm lạnh axít của các bộ phận như : rửa và hấp thụ SO3 hoặc sấy hỗn hợp khí, ta có thể dùng các thiết bị kiểu tấm - dàn tưới - ống chùm - ống lồng ống - ống xoắn ruột gà.

Thiết bị làm lạnh kiểu giàn tưới: Gồm có các dàn ống bằng vật liệu chống ăn mòn phù hợp ở đầu vào và

ra dàn có ống góp, a xít đi trong ống, nước làm lạnh được tưới bên ngoài ống. Hệ số truyền nhiệt K phụ thuộc nhiều vào tốc độ chuyển động của axít trong ống làm lạnh.

k = A. 0,765 Trong đó:

: Tốc độ a xít chảy [m/s]. A : Hệ số phụ thuộc vào kiểu làm lạnh.

25

Page 26: sản xuất axit sunfulric

Trêng §¹i Häc B¸ch Khoa Hµ Néi §å ¸n tèt nghiÖp

Tính toán tổng hợp các yếu tố ảnh hưởng của việc tăng tới tăng hệ số k, tăng trở lực của thiết bị, tăng tốc độ ăn mòn. Người ta thấy rằng tốc độ thích hợp của a xít trong ống dàn làm lạnh là = 0,5- 0,7 [m/s].

Nhược điểm:Hiệu suất sử dụng nước làm lạnh thấp do khi tưới 1 phần nước bị văng

ra ngoài không tưới vào ống làm lạnh tầng dưới. Để khắc phục hiện tượng này có thể treo các tấm răng cưa dưới mỗi hàng ống.

Nhược điểm nữa là loại dàn tưới sinh ra nhiều hơi nước làm ẩm không khí xung quanh làm tăng tốc độ ăn mòn các thiết bị và công trình ở xung quanh.

Ưu điểm: Dễ chế tạo, dễ kiểm tra, dễ sửa chữa thay thế. Thiết bị làm lạnh kiểu ống chùm: Gồm có vỏ bằng thép hình trụ,trong là các ống trao đổi nhiệt có lắp ghi 2

đầu và các tấm ngăn ở giữa, nước làm lạnh đi trong ống, a xít đi ở bên ngoài ống.

Ưu điểm: Diện tích bề mặt trao đổi nhiệt lớn, thiết bị gọn gàng, hệ số truyền nhiệt

lớn. Nhược điểm: Cấu tạo phức tạp, khó sửa chữa thay thế khi bị hỏng ống trao đổi nhiệt Thiết bị làm lạnh kiểu ống xoắn:Cấu tạo là các ống được gia công quấn lại theo các bước nhất định, các

dàn ống xoắn được đặt vào trong các bể ( hoặc thùng chứa ) nước làm lạnh đi trong ống axít đi ngoài ống.

Thiết bị có ưu điểm hiệu suất truyền nhiệt lớn, dễ gia công chế tạo, dễ sửa chữa.

Nhược điểm thiết bị cồng kềnh, khó kiểm tra. Qua phân tích xem xét các kiểu làm lạnh axít trên đây tôi chọn kiểu làm

lạnh giàn tưới cho axít sâý, ôlêum và axít monohydrat của dây chuyền sản xuất. Chọn thiết bị kiểu ống xoắn cho bộ phận rửa. III. Thuyết minh dây truyền sản xuất.

Quặng được gia công đạt yêu cầu ( 6 mm ) được chuyển lên lò đốt, tại đây quặng pyrít bị đốt tạo thành khí SO2 và xỉ quặng là oxýt sắt. Xỉ quặng được tháo ra ngoài qua hệ thống thải xỉ và đưa ra bãi thải. Khí SO2 được máy thổi khí của hệ thống hút theo ống công nghệ đến các bộ phận trong dây chuyền như qua Xiclon để lắng bụi, qua nồi hơi để hạ nhiệt độ sau đó qua bộ phận lọc điện khô - rửa 1 - 2 - tăng ẩm - lọc điện ướt để tinh chế khí lọc bỏ bụi xỉ và các tạp chất cũng như các khí có hại cho xúc tác.

26

Page 27: sản xuất axit sunfulric

Trêng §¹i Häc B¸ch Khoa Hµ Néi §å ¸n tèt nghiÖp

Hỗn hợp khí ra khỏi bộ phận tinh chế khí đến bộ phận sấy khí sau đó đến máy thổi khí, từ máy thổi khí hỗn hợp khí được đưa đến trao đỏi nhiệt ngoài sau đó qua các trao đổi nhiệt trung gian rồi đến các lớp tiếp xúc, qua làm nguội SO3 sau đó qua tháp hấp thụ Ôlêum-mônô qua xử lí khí rồi theo ống khói khí thải ra ngoài.

Axít ra khỏi tháp sấy và hấp thụ có nhiệt độ tăng lên do nhiệt hấp thụ toả ra, axít hồi lưu về thùng chứa rồi dùng bơm, bơm lên qua các thiết bị làm lạnh hạ to.

Axít rồi tưới vào trong tháp. Trong quá trình làm việc thì nồng độ a xít sấy giảm dần do hấp thụ hơi

H2O có trong hỗn hợp khí, nồng độ a xít Ôlêum và Monohydrat tăng dần do hấp thụ SO3, người ta bố trí đường ống công nghệ bổ xung cho nhau để duy trì nồng độ theo quy định, đồng thời để giữ ổn định nồng độ axít trong toàn dây chuyền ta lắp đặt đường ống nước bổ xung vào thùng chứa monohydrat.

Lượng a xít dư trong dây truyền được đưa về kho chứa, tại đây axít 76% được đưa vào 1 thùng sau đó được bơm cấp cho xưởng sản xuất supe phốt phát. Còn axít 95% được đưa vào 1 thùng để xuất axít thương phẩm, nếu còn dư thì được đưa qua hệ thống trộn, trộn với axít rửa 1 để giảm nồng độ xuống còn 76% để cấp cho sản xuất supe.

Do hiệu suất chuyển hoá khí SO2 SO3 đạt 98,0% và mức hấp thụ đạt 99,90%, nên khí thải còn chứa một lượng SO2 và SO3 theo ống khói khí thải ra ngoài gây ô nhiễm môi trường. Vì vậy cần phải xử lí khí thải trước khi phóng không ra ngoài môi trường.

27

Page 28: sản xuất axit sunfulric

Trêng §¹i Häc B¸ch Khoa Hµ Néi §å ¸n tèt nghiÖp

PHẦN BA TÍNH CÂN BẰNG CHẤT TÍNH CÂN BẰNG NHIỆT TOÀN HỆ THỐNG

*. Các số liệu đã cho: - Năng suất : 60000 tấn/năm. - Nguyên liệu : Quặng pirit + Hàm lượng S trong quặng : 40% + Độ ẩm : 4%.* Các số liệu tự chọn: - Nhiệt độ trung bình năm : 25oC. - Hiệu suất sử dụng S của cả dây chuyền : 90%. - Không khí: + chứa 79% N2 theo thể tích. + Chứa 21% O2 theo thể tích + Độ ẩm trung bình năm : 85%.I.Lò lớp sôi đốt pyrit

28

Page 29: sản xuất axit sunfulric

Trêng §¹i Häc B¸ch Khoa Hµ Néi §å ¸n tèt nghiÖp

A. các số liệu ban đầu : Nồng độ SO2 trong khí lò :14%.theo thể tích Theo quan hệ giữa nồng độ SO2 và SO3 ta có nồng độ SO3 trong khí lò là 0,1% Hàm lượng S trong bụi và trong xỉ : 0,7%. Nhiệt độ pyrit vào : 25oC. Nhiệt độ của lớp sôi : 830oC Nhiệt độ của khí ra khỏi lò : 820 oC Nhiệt độ của xỉ ra khỏi lớp sôi : 820 oC Tổn thất nhiệt ra môi trường xung quanh: 3%. Trong tính toán các ký hiệu bằng chữ của các đại lượng có ghi chỉ số bên trái phía trên có nghĩa như sau:

1. lưu huỳnh đưa vào theo pyrit.2. pyrit ẩm.3. pyrit khô.4. không khí5. SO2 trong khí lò khô6. SO3 trong khí lò khô7. khí lò khô8. khí lò ẩm9. bụi trong khí lò10.xỉ qua ống tháo 11.tổn thất nhiệt vào môi trường xung quanh12. nhiệt được lấy đi bởi làm lạnh.

B. Tính toán cân bằng vật liệu:Với các giả thiết: Số ngày làm việc trong năm : 330 ngày Hiệu suất sử dụng S của cả dây chuyền : 90%. Với năng suất 60000 tấn /năm ta tính được lượng S có trong axit sản phẩm:

(kg/h)

Lượng S đưa vào theo pyrit:

1m = (kg/h)

1. Tiêu hao pyrit khô:

(kg/h)

2.Tiêu hao pyrit ẩm:

29

Page 30: sản xuất axit sunfulric

Trêng §¹i Häc B¸ch Khoa Hµ Néi §å ¸n tèt nghiÖp

(kg/h)

3. Lượng S trong pirit:

(kg/h)

4. Tinh lượng xỉ tạo thành: Trong điều kiện lớp sôi ,phản ứng xảy ra:

2FeS2 + O2 → Fe2O3 + 4SO2

Lượng xỉ tạo thành từ 1 kg pirit:

x =

Từ đó ta có tổng lượng xỉ tạo thành: (kg/h) 5.Tổn thất s theo xỉ:

m = (kg/h)

6. Lưu huỳnh trong pirit đã cháy tạo SO2 và SO3 (kg/h) 7. SO2 và SO3 tạo thành theo thể tích:

(m3/h)

ở đây vso là thể tích mol SO2 (m3/kmol). AS là khối lượng mol nguyên tử S (kg/kmol) 8. SO3 tạo thành theo thể tích:

(m3/h) Theo khối lượng:

(kg/h)

Trong đó 22,4 là thể tích mol SO3 Lưu huỳnh có trong SO3 là: m = 18,789 (kg/h)9. Lưu huỳnh tạo thành SO2 : (kg/h) 10. Lượng SO2 được tạo thành :

30

Page 31: sản xuất axit sunfulric

Trêng §¹i Häc B¸ch Khoa Hµ Néi §å ¸n tèt nghiÖp

(kg/h)

(m3/h)

Trong đó 2,927 là khối lượng riêng của SO2 11. Thể tích khí lò khô thu được

(m3/h)

12. Nồng độ O2 trong khí lò:

N: nồng độ oxi trong không khí thổi vào lò đốt: 21%. M tỷ lệ giữa số phân tử O2 tham gia phản ứng và số phân tử SO2 tạo thành Theo phương trình cháy m = 1,375

= 2,710 % 13. Lượng O2 trong khí lò :

(m3/h)

(kg/h) 14. Thể tích khí N2 trong khí lò: (m3/h) = 10945,335 (m3/h) (kg/h) 15. Tiêu hao không khí khô khí cháy ;

(m3/h)

(kg/h) 16. Lượng ẩm vào theo không khí Từ số liệu chọn to = 25oC , φ = 85% ta có d = 17.10-3 (kg/kgkkk) (bảng XV) [ 1 – 205] (kg/h) 17. Lượng không khí ẩm m = 17942,036+305,015 = 18247,051 (kg/h)

v = 13854,854 + = 14234,226 (m3/h)

31

Page 32: sản xuất axit sunfulric

Trêng §¹i Häc B¸ch Khoa Hµ Néi §å ¸n tèt nghiÖp

với 0,804 là khối lượng riêng của hơi nước ở điều kiện tiêu chuẩn18. Lượng hơi nước trong khí lò : m = 7157,745.0,04 + 305,015 = 591,325 (kg/h)

v = (m3/h)

19. Lượng tổng cộng khí lò: m = 5381,638+46,916+480,007+13758,286+591,325 = 20258,172 (kg/h) V = 13132,993 + 735,479 = 13868,472 (m3/h) 20. Lượng bụi và xỉ thu được: Thừa nhận 90% xỉ bị cuốn theo khí : a) Lượng xỉ bị cuốn theo khí : m = 0,9.5174,204 = 4656,784 (kg/h)b) Lượng xỉ tạo hạt lớn : m = 5174,204 -4656,784 = 517,420 (kg/h)

Bảng 1 : Cân bằng chất lò lớp sôi:

Lượng vào Lượng raThành phần Kg/h m3/h Thành phần Kg/h m3/h %vPirit ẩm

Pirit khô 6817 Khílò

SO2 5381 1838 13,3ẩm 340 SO3 46 13 0,1tổng 7157 O2 480 335 2,4

Khôngkhíẩm

Kk khô 17942 13854 N2 13758 10945 78,9ẩm 305 380 H2O 591 735 5,3Tổng 18247 14234 Tổng 20256 13868 100,0

xỉ Bụi 4656Hạt lớn 517Tổng 5172

Tổng 25404 14234 Tổng 25429 13868 100,0

C. Tính toán cân bằng nhiệt.

32

Page 33: sản xuất axit sunfulric

Trêng §¹i Häc B¸ch Khoa Hµ Néi §å ¸n tèt nghiÖp

1. Nhiệt vào: 1.1 Nhiệt do pirit khô mang vào: Q = C.m.t 3m = 6871,435 Nhiệt dung của quặng ở 25oC CFeS = 14,84 (cal/mol. độ) (bảng XVII) [ 1 - 208] Hay C = 5,018 (kJ/kg. độ) 3Q = 6871,435.0,518.25 = 88985,083 (kJ/h) 1.2.Nhiệt do nước trong pirit mang vào: Q = m.iH O Ta có i = 104,8( kJ/kg) (bảng I.249) [ 2 - 310] 2Q – 3Q = (7157,745 -6871,435).104,8 = 30005,288 (kJ/h) 1.3. Nhiệt do pirit ẩm: 2Q = 3Q + ( 2Q – 3Q ) = 88985,083+30005,288 = 118990,371 (kJ/h) 1.4. Nhiệt vật lý của không khí: Nhiệt hàm của không khỉ ẩm i = 16,53 (kcal/kg kkk) (bảng XV) [ 1 - 205] hay i = 69,211 (kj/kg) 4Q = 69,211.17942,036 = 1241786,254 (kJ/h) 1.5. Nhiệt do pirit cháy: 4 FeS2 + 11O2 → 2Fe2O3 + 8SO2 + 3415,7 KJ nhiệt toả ra khi đốt cháy 1 kg S là :

q = = 13342,578 (kJ) 5Q = 2693,591.13342,578 = 35939448,020 (kJ/h) 1.6. Nhiệt do phản ứng oxi hoá toả ra : SO2 + 0,5 O2 → SO3 + q Theo phương trình 3-19 [ 1- 96] ta có q = 101420 – 9,26 .T (kJ/mol) q = 101420 – 9,26.1103 = 91206,220 = 7296,497 (kJ/kg SO3) 6Q = 7296,497.46,916 = 342322,452 (kJ/h) 1.7 Tổng nhiệt vào: QV = 2Q+ 4Q+ 5Q+ 6Q = 118990,371 +1241786,254+35939448,020+342322,453 = 37612571,780 (kJ/h) 2. Nhiệt ra :

33

Page 34: sản xuất axit sunfulric

Trêng §¹i Häc B¸ch Khoa Hµ Néi §å ¸n tèt nghiÖp

2.1. Nhiệt do khí lò mang ra : Tại 820oc ta tra được Cp của các khí

Khí (i) SO2 O2 N2 SO3 H2O (i )

Cp (kcal /kg.độ) 0,2034 0,2633 0,2804 0,2502 1004,2

CP (kJ/kg.độ) 0,852 1,102 1,174 1,055 4205,585 BảngX [1-193]

= ( 5381,638.0,852+480,007.1,102+13758,286.1,174+46,916.1,055).820 +591,325.4205,585 = 19965862,405 (kJ/h). 2.2 . Nhiệt do xỉ mang ra : a) Nhiệt của xỉ theo khí lò : Q = C.m.t Ta có nhiệt dung của xỉ ở 820oC : C = 33,65 (cal/mol. độ) (bảng XIX) [ 1 - 209] Hay C = 0,881 (kJ/kg. độ) Q = 4656,784.0,881.820 = 3364153,897 (kJ/h) b) nhiệt của xỉ qua ống tháo: Q = 517,420.0,881.820 = 373794,556 (kJ/h) Tổng nhiệt theo xí : Q = 3737984,453 (kJ/h) 2.3. Tổn thất nhiệt ra môi trường xung quanh : Q = 0,03.QV = 0,03.37612571,780 = 1128377,153 (kJ/h) 2.4. Nhiệt lấy ra khỏi lớp sôi : Q = QV – ( Q + Q + Q ) = 37612,571,780 – (19965862,405 +3737984,453 +1128377,153) = 12780383,770 (kJ/h)

Bảng 2 . Cân bằng nhiệt lò lớp sôi Nhiệt vào Nhiệt vàoThành phần kJ/h % Thành phần kJ/h %Theo pirit 89015 0,24 Theo khí lò 19965862 53,08Theo không khí 1241786 3,30 bụi theo khí 3364153 8,94Do pirit cháy SO2 35939448 95,55 Xỉ hạt lớn 373794 0,1Do pirit cháy SO3 342322 0,91 Trao đổi nhiệt 12780383 33,98

Tổn thất 1128377 3,90

34

Page 35: sản xuất axit sunfulric

Trêng §¹i Häc B¸ch Khoa Hµ Néi §å ¸n tèt nghiÖp

Tổng 37612571 100,00 Tổng 37612569 100,00

II. Nồi hơi nhiệt thừa.A. Điều kiện làm việc:

Nhiệt độ hỗn hợp khí vào : 820oC.Nhiệt độ hỗn hợp khí ra : 400oC.Nhiệt độ xỉ thải : 400oC.Hiệu suất lọc bụi : 20% (theo tổng xỉ).

Nhiệt tổn thất : 3% nhiệt vàoB. Cân bằng chất. 1- Lượng vào.

Lượng các chất vào nồi hơi bao gồm:SO2 : 5381,638 (kg/h)

SO3 : 46,916 (kg/h)O2 : 480,007 (kg/h)N2 : 13758,286 (kg/h)

Hơi nước : 591,325 (kg/h) Xỉ khí lò : 4656,784 (kg/h)

Tổng : 24914,956 (kg/h) Đặt mkhô = mSO + mO + mN = 5381,638+46,916+480,007 = 19619,931 (kg/h).2. Lượng ra.2.1. Lượng xỉ lắng .

Ta thiết kế nồi hơi có không gian đủ để lắng 20% bụi xỉ theo khí. (kg/h)

2.2. Lượng xỉ theo khí sang cyclôn . (kg/h)

2.3. Lượng khí ra.

= 19619,931+46,916+591,325

= 20258,172 (kg/h).

Bảng 3. Cân bằng chất nồi hơi nhiệt thừa

Lượng vào Lượng ra

35

Page 36: sản xuất axit sunfulric

Trêng §¹i Häc B¸ch Khoa Hµ Néi §å ¸n tèt nghiÖp

Thành phần kg/h % Thành phần kg/h %Khí lò . 20258 82,45 Khí lò 20258 82,40Xỉ theo khí 4656 17,55 Xỉ theo khí 3725 13,60

Xỉ lắng 931 4,00Cộng 24914 100,00 Cộng 24914 100,00

C. Cân bằng nhiệt.1. Nhiệt vào.

Nhiệt của khí lò: 19965862,405 (kJ/h). (theo bảng 2) Nhiệt của bụi trong khí: 3364153,897 (kJ/h). (theo bảng 2) Tổng nhiệt vào: Qv = 19965862,405+3364153,897=23330016,302 (kJ/h).2. Nhiệt ra. 2.1 Nhiệt do hỗn hợp khí mang ra.

Tại 4000c ta tra được Cp của các khí

Khí (i) SO2 O2 N2 SO3 H2O (i )

Cp (kcal /kg.độ) 0,1870 0,2445 0,2584 0,2200 782,6

CP (kJ/kg.độ) 0,783 1,023 1,082 0,921 3276,746 BảngX [1-193]

= ( 5381,638.0,783+480,007.10,23+13758,286.1,082+46,916.0,921).400 +591,325.3276,746 = 9791439,750 (kJ/h). 2.2 Nhiệt do xỉ theo khí mang ra. Khối lượng xỉ theo khí: m = 3725,427 (kg/h)

Nhiệt dung của xỉ tại 400o

C : Cp = 35,215 cal/mol.độ (bảng XIX) [1-209]

Hay Cp = 0,921 ( kJ/kg.độ)

2.3Nhiệt do xỉ lắng mang ra:Theo giả thiết nhiệt độ của xỉ lắng là 400oC ta có:

2.4. Nhiệt tổn thất.

Nhiệt tổn thất lấy 3% tổng nhiệt vào.

2.5. Tổng lượng nhiệt ra.

36

Page 37: sản xuất axit sunfulric

Trêng §¹i Häc B¸ch Khoa Hµ Néi §å ¸n tèt nghiÖp

= 9791439,750+1372447,307+343111,919+699900,489

= 12206899,470 (kJ/h).

2.6. Nhiệt sản xuất hơi nước.( nhiệt rút)

Q = 23330016,302-12206899,470= 11123116,832 (kJ/h)Bảng 4: Bảng cân bằng nhiệt nồi hơi nhiệt thừa.

Nhiệt vào Nhiệt raThành phần kJ/h % Thành phần kJ/h %Khí lò 19965862 85,58 Khí lò 9791439 41,97Xỉ theo khí 3364153 14,42 Xỉ theo khí 1372447 5,88

Xỉ lắng 343111 1,47Tổn thất 699900 3,00Sản xuất hơi nước 11123116 47,68

Tổng 23330015 100,00 Tổng 23330013 100,00 III. CyclonA. Điều kiện làm việc:

Hỗn hợp khí vào : 400oCHỗn hợp khí ra : 385oC (giả thiết)Nhiệt độ bụi lắng : 380oCHiệu suất lắng bụi : 90%

Nhiệt tổn thất : 4% nhiệt vào

B. Cân bằng vật chất cyclon.1.Lượng vào: 1.1. Hỗn hợp khí .

mkhô = 19619,931 (kg/h). mSO = 46,916 (kg/h).

mhơi nước = 591,325 (kg/h).Tổng lượng khí và hơi nước: m = 19619,931+46,916+591,325 =20258,172 (kg/h).1.2. Bụi theo khí:

m = 3725,427 (kg/h)

2.Lượng ra

2.1.Khí và hơi nước ra:

37

Page 38: sản xuất axit sunfulric

Trêng §¹i Häc B¸ch Khoa Hµ Néi §å ¸n tèt nghiÖp

lượng khí ra khỏi cyclon giống như khí vào:

m = 20258,172 (kg/h)

2.2. Bụi ra theo khí:

m = 0,1.3725,427=372,452 (kg/h)

2.3.Bụi lắng :

m = 3725,427- 372,452 = 3352,975 (kg/h)

Bảng 5. Cân bằng chất cyclon

Lượng vào Lượng ra

Thành phần Kg/h % Thành phần Kg/h %

Khí lò 20258 84,47 Khí lò 20258 84,47

Xỉ theo khí 3725 15,53 Xỉ theo khí 372 1,55

Xỉ lắng 3352 13,98

Cộng 23983 100,00 Cộng 23982 100,00

C. Cân bằng nhiệt cyclon.1. Nhiệt vào.1.1. Nhiệt do khí và hơi nước mang vào: Bằng nhiệt do khí và hới nước mang ra khỏi nồi hơi: Q =9791439,750 (kJ/h) 1.2 Nhiệt do bụi mang vào: Q = 1372447,307 (kJ/h) 1.3. Tổng nhiệt vào: QV = 9791439,750+1372447,307 = 11163887,067 (kJ/h) 2. Nhiệt ra. 2.1. Nhiệt do khí và hơi nước mang ra mang ra.

Giả thiết nhiệt độ khí ra bằng 3850C Tại 385oC ta có nhiệt dung của các khí: ( bảng X ) [1-193]

Khí (i) SO2 SO3 O2 N2 H2O (i )

Cp (kcal /kg.độ) 0,1860 0,2190 0,2435 0,2576 775,175

CP (kJ/kg.độ ) 0,778 0,917 1,019 1,078 3245,658

38

Page 39: sản xuất axit sunfulric

Trêng §¹i Häc B¸ch Khoa Hµ Néi §å ¸n tèt nghiÖp

m (kg/h) 5381,638 46,916 480,007 13758.286 591.325

= 19550,493.tR +1919238,717 (kJ/h)

2.2. Nhiệt do xỉ theo khí mang ra. Nhiệt độ giả thiết 385oC. Nhiệt dung của xỉ ở 385oC :

Cp = 35,002 (cal/mol.độ) (bảng XIX) [1-209]

Hay Cp = 0,916 (kJ/kg.độ) Q = 372,452.0,916.tR = 341,151.tR (kJ/h) 2.3.Nhiệt do xỉ lắng mang ra

Giả thiết nhiệt độ xỉ lắng là 380o

C.

Nhiệt dung của xỉ ở 380oC : Cp = 34,730 (cal/mol.độ) (bảng XIX) [1-209]

Hay Cp = 0,909 (kJ/kg.độ) Q = 3352,975.0,909.380 = 1158184,625 (kJ/h)

2.4. Nhiệt tổn thất.Nhiệt tổn thất lấy = 4% nhiệt vào

QTT = 0,04.11163887,067 = 466555,482 (kJ/h)

3. Xét cân bằng nhiệt.

19550,493.tR +1919238,717+341,151.tR +1158184,625+466555,482

=11163887,067

hay 19891,644.tR = 7691908,236 → tR = 386,6o

C

Tính:

Bảng 6. Cân bằng nhiệt xyclon

Nhiệt vào Nhiệt raThành phần KJ/h % Thành phần KJ/h %

39

Page 40: sản xuất axit sunfulric

Trêng §¹i Häc B¸ch Khoa Hµ Néi §å ¸n tèt nghiÖp

Khí lò 9791439 87,71 Khí lò 9446178 84,47Xỉ theo khí 1372447 12,29 Xỉ theo khí 131343 1,17

Xỉ lắng 1158184 10,35Tổn thất 446555 4,01

Tổng 11163886 100,00 Tổng 11182260 100,00

Sai số:

IV.Lọc điện khôA. Điều kiện làm việc.

Nhiệt độ hỗn hợp khí vào : 385oCNhiệt độ hỗn hợp khí ra : 375oC ( giả thiết)Nhiệt độ xỉ lắng : 370oC

Nhiệt tổn thất : 3% nhiệt vàoB.Cân bằng vật chất .1. Lượng vào.1.1 Lượng hỗn hợp khí và hơi nước vào : m = 20258,172 (kg/h)1.2 Lượng xỉ theo khí vào : m = 372,543 (kg/h)2. Lượng ra. 2.1.Khí và hơi nước ra:

m = 20258,172 (kg/h)2.2. Lượng xỉ theo hỗn hợp khí.

Sau lọc điện, yêu cầu lượng bụi trong khí phải 0,1(g/m3

). Ta có:

Lượng khí sau lọc điện khô:

V = 13868,472 (m3

/h). ( theo bảng 1)

→ Lượng bụi trong khí ra :

m = 0,1.10-3

.13868,472 =1,387 (kg/h)

2.3.Lượng xỉ lắng

m = 372,543-1,387 =371,156 (kg/h)

Bảng 7. Cân bằng chất lọc điên khô

Lượng vào Lượng ra

40

Page 41: sản xuất axit sunfulric

Trêng §¹i Häc B¸ch Khoa Hµ Néi §å ¸n tèt nghiÖp

Thành phần Kg/h % Thành phần Kg/h %Hỗn hợp khí 20258 98,19 Hỗn hợp khí 20258 98,19Xỉ theo khí 372 1,81 Xỉ theo khí 1 --

Xỉ lắng 371 1,81Cộng 20630 100,00 Cộng 20630 100,00

C. Cân bằng nhiệt lọc điện khô.1. Nhiệt vào.1.1 Nhiệt do hỗn hợp khí và hơi nước mang vào : Q =9446178,522 (kJ/h) (theo bảng 6) 1.2 Nhiệt do xỉ theo khí mang vào : Q = 131343,135 (kJ/h) 1.3. Tổng nhiệt vào : QV = 9446178,522 +131343,135 = 9577521,657 (kJ/h) 2. Nhiệt ra.2.1. Nhiệt do hỗn hợp khí mang ra.

Gỉa thiết nhiệt độ hỗn hợp khí ra là 375oC, ta có nhiệt dung riêng Cp của các khí.

Khí SO2 SO3 O2 N2 H2O (i )

Cp (kcal /kg.độ) 0,1852 0,2157 0,2420 0,2565 770,25

CP ( kJ/kg.độ) 0,775 0,903 1,013 1,074 3225,036

m (kg/h) 5381,638 46,916 480,007 13758,286 591,325 (Bảng X ) [ 1- 192] Q = (5381,638.0,775+46,916.0,903+480,007.1,013+13758,286.1,074).tR

+591,325.3225,036 (kJ/h) = 19475,781.tR + 1907044,856 (kJ/h)

2.2. Nhiệt do xỉ lắng mang ra. Giả thiết nhiệt độ xỉ lắng là 370

o

C.

Nhiệt dung của xỉ ở 370oC : Cp = 34,370 (cal/mol.độ) (bảng XIX) [1-209]

Hay Cp = 0,899 (kJ/kg.độ) Q = 371,156.0,899.370 = 123457,620 (kJ/h) 2.3. Bụi theo khí mang ra ở 3750C. Nhiệt độ giả thiết 3750C.

Nhiệt dung của xỉ ở 375oC : Cp = 35,576 (cal/mol.độ) (bảng XIX) [1-209]

41

Page 42: sản xuất axit sunfulric

Trêng §¹i Häc B¸ch Khoa Hµ Néi §å ¸n tèt nghiÖp

Hay Cp = 0,905 (kJ/kg.độ) Q = 1,387.0,905.tR = 1,255.tR (kJ/h) 2.4. Nhiệt tổn thất. ( )

Nhiệt tổn thất lấy bằng 3% tổng lượng nhiệt vào.

Qtt = 0,03.9577521,657 =287325,649 (kJ/h).

3. Xét cân bằng nhiệt. :

ΣQV = ΣQR

→ 19475,781.tR +1907044,856 +123457,620+1,255.tR +28325,649

=9577521,657

→ 19477,036.tR = 7259693,532 (kJ/h)

→ tR =373o

C

Nhiệt mang ra do hỗn hợp khí:

Q = 19475,781.375 =7303417,875 (kJ/h)

Nhiệt mang ra do hơi nước:

Q = 1907044,856 (kJ/h)

Bảng 8. Cân bằng nhiệt lọc điện khô

Nhiệt vào Nhiệt raThành phần KJ/h % Thành phần KJ/h %Hỗn hợp khí 9446178 98,63 Hỗn hợp khí 9210462 95,73Xỉ theo khí 131343 1,37 Xỉ lắng 123457 1,28

Bụi theo khí 470 --Tổn thất 287325 2,99

Cộng 9577521 100,00 Cộng 9621714 100,00

Sai số

V.Tháp rửa IA. Điều kiện làm việc.

Nhiệt độ hỗn hợp khí vào : 375oCNhiệt độ khí ra yêu cầu : 80oCNhiệt độ a xít tưới : 40oC

42

Page 43: sản xuất axit sunfulric

Trêng §¹i Häc B¸ch Khoa Hµ Néi §å ¸n tèt nghiÖp

Nồng độ a xít tưới : 40%H2SO4

Hiệu suất hấp thụ SO3 : 20%

Nhiệt độ axit chảy : 58 oC (giả thiết) Nhiệt tổn thất : 3% nhiệt vào

B. Cân bằng vật chất.1. Lượng vào.1.1. Khí vào. SO2 : 5381,638 (kg/ h) SO3 : 46,916 (kg/ h) O2 : 480,007 (kg/ h) N2 : 13758,286 (kg/ h) H2O : 591,325 (kg/ h) Lượng khí khô : mkhô = 5381,638 + 480,007 + 13758,286 = 19619,931 (kg/ h) m = mkh + mH O + mSO = 19619,931 + 591,325 + 46,916= 20258,172 (kg/ h) 1.2 Lượng bụi theo khí: m = 1,387 (kg/h).1.3. Lượng axít tưới vào tháp.

Chọn lưu lượng tưới đối với tháp rỗng lưu lượng tưới từ 2- 4m3/1000m3 khí ở điều kiện tiêu chuẩn. [ 2 - 491]

Ta có : Thể tích khí vào V = 13868,472 (m3/h) (theo bảng 1)

Chọn lưu lượng tưới: 4 m3/1000m3 khí

(m3/h)

Ở điều kiện 40%H2SO4 , nhiệt độ 400c ta có dH SO = 1,3028 (g/cm3). (Bảng I) [ 1 - 177]

(kg/h).

Lượng SO3 có trong a xít tưới vào tháp là:

(kg/h). Lượng nước trong axit tưới: m = 72271,527- 23598,866 = 48672,661 (kg/h)2. Lượng ra.

43

Page 44: sản xuất axit sunfulric

Trêng §¹i Häc B¸ch Khoa Hµ Néi §å ¸n tèt nghiÖp

2.1.Lượng SO3 tạo mù, lượng mù.

Toàn bộ lượng SO3 còn lại sẽ tác dụng với hơi nước bay ra trong axit

tưới và tạo thành mù axit.Lượng SO3 tạo mù axít:

(kg/h)

Lượng mù a xít tạo thành:Ứng với nồng độ hạt mù: 40%H2SO4.

Lượng mù ra:

(kg/h)

Trong đó có: mH O = 114,955- 37,533= 74,422 (kg/h)

2.2. Tính lượng nước bay hơi.Dựa vào quan hệ giữa thể tích và áp xuất ta lập ra công thức sau:

Trong đó:vk : Là thể tích khí khô

: Áp suất riêng phần của nước trên dung dịch H2SO4.DP : Chênh lệch áp suất trong tháp.P : Áp suất khí quyển = 760 mmHg.

Ta có: (m

3/h)

Độ chân không trước tháp: 120 mmH2O Độ chân không sau tháp : 150 mmH2O

( mmH2O)

Hay ∆P = = 9,93 (mmHg)

PH O = 87,3 (mmHg) (Bảng IV) [1 - 183]

V = = 1728,146 (m3/h)

mH O = m = = 1388,689 (kg/h)

44

Page 45: sản xuất axit sunfulric

Trêng §¹i Häc B¸ch Khoa Hµ Néi §å ¸n tèt nghiÖp

2.3. Bụi ra.Sau tháp rửa I có thể cọi lượng bụi còn lại sẽ ra theo axit chảy:

(kg/h)2.4. Lượng axít ra khỏi tháp.

Lượng SO3 ra trong axit chảy ( ) Ta có:

Lượng SO3 trong khí được hấp thụ :

(kg/h)

Lượng SO3 trong axit chảy:

(kg/h) Lượng nước:

Lượng nước trong axit tưới: 48672,661 (kg/h).Lượng hơi nước trong khí ra: 1388,689 (kg/h).Lượng nước tạo mù: 74,422 (kg/h).Lượng hơi nước đã có sẵn trong khí: 591,325 (kg/h).

= 48672,661+ 591,325 – 74,422- 1388,689= 47800,875 (kg/h).

Lượng axit chảy : m = 23608,249 + 47800,875 = 71409,124 (kg/h) Nồng độ SO3 trong axit chảy:

2.5. Khí ra.

= 19619,931 (kg/h) Bảng 9: Cân bằng chất tháp rửa I

Lượng vào Lượng raThành phần Kg/h % Thành phần Kg/h %Hỗn hợp khí 19667 21,25 Hỗn hợp khí 19619 21,20Hơi nước 591 0,64 Hơi nước 1388 1,50A xít tưới 72271 78,11 A xít chảy ra 71409 77,17

Mù axit 114 0,13Bụi 1 --

45

Page 46: sản xuất axit sunfulric

Trêng §¹i Häc B¸ch Khoa Hµ Néi §å ¸n tèt nghiÖp

Cộng 92529 100,00 Cộng 92531 100,00

Sai số : .100 ≈ 0,00%.

C. Cân bằng nhiệt tháp rửa I.1. Nhiệt vào.1.1 Nhiệt do hỗn hợp khí mang vào.

= 9210462,731+470,625 = 9210933,356 (kJ/h) (Bảng 8)

1.2. Nhiệt do a xít tưới mang vào. Theo điều kiện làm việc của tháp yêu cầu nhiệt độ a xít tưới vào của

tháp là t = 400C.Ta có nhiệt dung riêng của a xít 40%H2SO4 ở 400C là:

= 0,683 (kcal/kg.độ) (Bảng II) [1-181]. hay C = 2,860 (kJ/kg.độ)

Nhiệt do axít tưới vào tháp: Q = 72271,527.2,860.40 =8267862,689 (kJ/h)1.3. Nhiệt tạo ra do tạo mù a xít.

Theo phương trình phản ứng: SO3K +H2O(H) H2SO4 (H) + 124,988 (kJ) H2SO4 (H H2SO4 (L) +50,196 (kJ)

Ta thấy rằng cứ 1mol SO3K cho 1mol H2SO4L toả ra một nhiệt lượng là: 124,988 + 50,196 = 175,184 (kJ).

Ta có:

(kJ/h)

1.4 Nhiệt pha loãng a xít từ 100% xuống 40% H2SO4.Từ công thức

Trong đó:

H: Nhiệt tạo thành axít (kJ/kg SO3). M: Lượng nước trong a xít (kg/kgSO3).

C: Hàm lượng SO3 trong a xít.

46

Page 47: sản xuất axit sunfulric

Trêng §¹i Häc B¸ch Khoa Hµ Néi §å ¸n tèt nghiÖp

Với : H2SO4 = 100% %SO3 =81,63% H2SO4 = 40% %SO3 =32,65%

Giả thiết khi pha loãng axít nhiệt độ mù axít ra bằng nhiệt độ khí ra t = 800

C

(0C)

(kJ/kgSO3) (kJ/h)

1.5 Tổng nhiệt vào:

Qv = 9210933,356 + 8267862,689 + 102736, 657 + 39165,477

= 17620698,180 (kJ/h)

2. Nhiệt ra.

2.1. Nhiệt do hỗn hợp khí và hơi nước mang ra ở 800

C.Ta có nhiệt độ hỗn hợp khí ra khỏi tháp rửa I là t = 800C, ta tra được

nhiệt dung riêng của các khí tại phụ lục

Khí (i) SO2 O2 N2 H2O (i)

Cp (kcal /kg.độ ) 0,1554 0,2221 0,2467 631,14

Cp (kj/kg. độ) 0,651 0,930 1,033 2642,416

(Bảng X) [1 - 192]

Qkhí = Σ(m.c.t)khí = ( 5381,638.0,651+ 480,007.0,930 + 13758,286.1,033). 80

= 1452972,983 QHơi = 1388,689. 2642,416 =3669494,033 Q = Qkhí + Qhơi = 5122467,016 (kJ/h) 2.2. Nhiệt do mù axít mang ra ở nhiệt độ là t = 80

0

C.

47

Page 48: sản xuất axit sunfulric

Trêng §¹i Häc B¸ch Khoa Hµ Néi §å ¸n tèt nghiÖp

Ta có:mmù = 114,955 (kg/h) (bảng 9)

Nhiệt dung của axit 40% ở nhiệt độ 80oC C = 0,685 (kcal/kg.độ) (bảng II) [1 – 181]

hay C = 2,868 ( kj/kg.độ) Q =m.c.t = 114,955.2,868.80 = 26375,275

2.3 Nhiệt do axít chảy mang ra.

Giả thiết nhiệt độ a xít chảy ra là t = 580

C.

Ta có:

Nhiệt dung của axit chảy:

C = 0,684 (kcal/kg.độ) (Bảng II) [ 1-181]

Hay C = 2,868 (kj/kg. độ)

maxchảy = 71409,124 (kg/h)

2.4. Nhiệt tổn thất.

Nhiệt tổn thất lấy 3% tổng nhiệt vào.

(kJ/h)

2.5 Nhiệt do bụi mang ra :

mbụi = 1,387 kg/h

Nhiệt độ của bụi bằng 60o

C

Cbụi = 26,87 cal/mol. độ

(Bảng XIX) [1 -209]

Hay C = 0,703 kj/kg. độ

3. Xét cân bằng nhiệt.

204801,367.tr = 11943167,440

tr = 58,3o

C

48

Page 49: sản xuất axit sunfulric

Trêng §¹i Häc B¸ch Khoa Hµ Néi §å ¸n tèt nghiÖp

Bảng10: Cân bằng nhiệt tháp rửa I

Nhiệt vào Nhiệt raThành phần kJ/h % Thành phần kJ/h %Hỗn hợp khí . 7303888 41,45 Hỗn hợp khí. 1452972 8,28Hơi nước 1907044 10,82 Hơi nước 3669494 20,90A xít tưới. 8267862 46,92 A xít chảy. 11878479 67,66Nhiệt pha loãng 39165 0,22 Mù axít 26375 0,15Nhiệt tạo mù 102736 0,59 Bụi 58 --

Tổn thất. 528620 3,01

Cộng 17620695 100,00 Cộng 17555998 100,00

Sai số:

VI. Tháp rửa II.A. Điều kiện làm việc.

Nhiệt độ khí hỗn hợp khí vào : 80oC Nhiệt độ khí ra tháp : 40oC Nhiệt độ axít tưới : 35oC

Nhiệt độ axít chảy : 44,5oC (giả thiết) Nồng độ axit tưới : 20% H2SO4

Hiệu suất hấp thụ mù axit: Thêm 10% tổng lượng SO3 đầu. Nhiệt tổn thất : 3% nhiệt vào B. Cân bằng chất.1. Lượng vào.1.1. Lượng hỗn hợp khí vào.

Lượng hỗn hợp khí vào tháp rửa II bằng lượng hỗn hợp khí ra tháp rửa I mkhô = 19619,931 (kg/h)

mmù = 114,955 (kg/h)

mhơi = 1388,689 (kg/h) (Theo bảng 9)

49

Page 50: sản xuất axit sunfulric

Trêng §¹i Häc B¸ch Khoa Hµ Néi §å ¸n tèt nghiÖp

1.2. Axit tưới.

Lưu lượng tưới đối với tháp đệm:

Vax = 10 15 (m3

/m2

h) (Bảng IX) [2-487]

Với vận tốc khí trong tháp: 0,8 1 (m/s)

Chọn = 0,8 [m/s]

= 13119,858 +580,856 = 13700,714 (m3

/h)

(Theo bảng 1 và bảng 9)

Ta có:

Chọn lưu lượng tưới bằng 13 (m3/m2h)Vaxtưới = 13.4,76 = 61,88 (m3/h)

Khối lượng riêng của axit 20% tại 35oC d = 1139,4 (kG/m3) (Bảng I) [1 -177]

(kg/h)

Với nồng độ 20% H2SO4 %SO3 = 20. = 16,33% SO3

Lượng SO3 trong axit tưới:

(kg/h)

Lượng H2O trong axit tưới: mH O = 70506,072-11492,489=59013,583 (kg/h).

2. Lượng ra.

2.1. Lượng hỗn hợp khí ra. Lượng hỗn hợp khí ra tháp rửa II bao gồm:

(Theo bảng 1)

2.2. Lượng hơi nước ra.Dựa vào quan hệ giữa thể tích và áp xuất ta lập ra công thức sau:

50

Page 51: sản xuất axit sunfulric

Trêng §¹i Häc B¸ch Khoa Hµ Néi §å ¸n tèt nghiÖp

Trong đó:vk : Là thể tích khí khô

: Áp suất riêng phần của nước trên dung dịch H2SO4.DP : Chênh lệch áp suất trong tháp.P : Áp suất khí quyển = 760 mmHg.

Ta có: (m

3/h)

Độ chân không trước tháp: 150 mmH2O Độ chân không sau tháp : 220 mmH2O

( mmH2O)

Hay ∆P = = 13,61 (mmHg)

PH O = 40,3 (mmHg) (Bảng IV) [1 - 183]

V = = 748,804 (m3/h)

mH O = m = = 601,717 (kg/h)

2.3. Lượng mù axít ra.Giả thiết ở tháp rửa II mù a xít hấp thụ thêm 10% SO3. Như vậy, lượng

SO3 còn lại tạo mù ra đỉnh tháp là 70% SO3 đầu.mSO = 0,7. 46,916 = 32,841 (kg/h)

Ứng với nồng độ dung dịch a xít 20% H2SO4 ta có % SO3 = 16,326% ta có lượng mù ra khỏi tháp:

Lượng nước trong mù a xít: 201,159 – 32,814 = 168,345 (kg/h)

2.4. Lượng a xít chảy ra.Lượng SO3 trong axit chảy:

= 11492,489 + 0,1.46,916 = 11496,781 (kg/h)Lượng nước trong a xít tưới vào : 59013,583 (kg/h)Lượng ẩm vào : 1388,689 (kg/h)Lượng nước trong mù a xít vào : 74,422 (kg/h)Lượng ẩm ra : 601,717 (kg/h)Lượng nước trong mù ra : 168,345 (kg/h)

51

Page 52: sản xuất axit sunfulric

Trêng §¹i Häc B¸ch Khoa Hµ Néi §å ¸n tèt nghiÖp

= 59013,583 + 1388,689 + 74,422- 601,717 -168,345

= 59706,632 (kg/h).

Lượng a xít chảy ra.

Bảng11: Cân bằng chất tháp rửa II

Lượng vào Lượng raThành phần kg/h % Thành phần kg/h %Hỗn hợp khí 19619 21,41 Hỗn hợp khí 19619 24,41Hơi nước 1388 1,51 Hơi nước 601 0,65Mù axít 114 0,12 Mù axít 201 0,22A xit tưới 70506 76,96 A xít chảy 71203 74,72Cộng 91627 100,00 Cộng 91624 100,00

C. Cân bằng nhiệt tháp rửa II.1. Nhiệt vào.1.1. Nhiệt do hỗn hợp khí,hơi nước ,mù axit mang vào. Nhiệt do hỗn hợp khí mang vào: Qkhô = 1452972,983 (kJ/h)

52

Page 53: sản xuất axit sunfulric

Trêng §¹i Häc B¸ch Khoa Hµ Néi §å ¸n tèt nghiÖp

Qhơi = 3669494,033 (kJ/h) Qmù = 26375,275 (kJ/h) Q = 1452972,983+366949,033+26375,275 = 5148842,291 (kJ/h)1.2. Axít tưới mang vào.

Nhiệt dung của axit 20% tại 35oC :C = 0,842 (kcal/kg.độ) (bảng II) [1 - 181]Hay C = 3,525 kJ/kg.độ

maxtưới = 70506,072 (kg/h)

1.3. Nhiệt pha loãng a xít từ 40% xuống 20%.Từ công thức:

Trong đó: H: nhiệt tạo thành a xít (kJ/kg SO3).

M: lượng nước trong a xít (kg/kgSO3) C: hàm lượng SO3 trong a xít. Với: H2SO4 = 40% %SO3 =32,65% H2SO4 = 20% %SO3 =16,33%

tV = 35 0

C, tmùr = 40 0

C tTB = 37,5 0

C

Thay số vào công thức trên ta có:

(kJ/h)

2. Nhiệt ra.

2.1- Nhiệt do hỗn hợp khí mang ra. Ta có nhiệt dung của các khí ở 400C

Khí (i) SO2 O2 N2 H2O (i)

53

Page 54: sản xuất axit sunfulric

Trêng §¹i Häc B¸ch Khoa Hµ Néi §å ¸n tèt nghiÖp

Cp (kcal /kg.đô) 0,1502 0,2203 0,2464 613,5

CP ( kJ/ kg. độ) 0,629 0,922 1,032 2568,724 (Bảng X) [1-192]

Qkhí =Σ(m.c.t)khí = ( 5381,638.0,629+ 480,007.0,922 + 13758,286.1,032). 40

= 721046,716 QHơi = 601,717. 2568,724 =1545645,200 Q = Qkhí + Qhơi = 2266691,916 (kJ/h)

2.2. Nhiệt do a xít chảy mang ra.Giả thiết nhiệt độ a xít chảy ra t = 44,5 oC ta có CP của a xít là

CP = 0,842 ( kcal/kg.độ ) (Bảng II) [ 1- 181] Hay Cp = 3,525 kJ/kg. độ

maxch= 71203,413 (kg/h)

= 250992,031.tR. (kJ/h)

2.3. Nhiệt do mù axít mang ra.Ta có: mmù ax = 201,159 (kg/h)Nhiệt độ mù a xít ra bằng nhiệt độ hỗn hợp khí ra: t = 400C

2.4. Nhiệt tổn thất.Nhiệt tổn thất lấy bằng 3% tổng nhiệt vào.

3.Xét cân bằng nhiệt:

2266691,916+28363,419+415533,579+250992,031.tR =13851119,300

250992,031.tR = 11140530,39

tr = 44,4 0

C

Bảng 12: Cân bằng nhiệt tháp rửa II.

Nhiệt vào Nhiệt raThành phần kJ/h % Thành phần kJ/h % Hỗn hợp khí 1452972 10,49 Hỗn hợp khí 721046 5,19 Hơi nước 3669949 26,49 Hơi nước 1545645 11,34 Mù axit 26375 0,19 Mù axit 28363 0,20

54

Page 55: sản xuất axit sunfulric

Trêng §¹i Häc B¸ch Khoa Hµ Néi §å ¸n tèt nghiÖp

Axit tưới 8698686 67,80 Axit chảy 11169145 80,47Nhiệt pha loãng 3590 0,03 Tổn thất 415533 3,00Cộng 13851572 100,00 Cộng 13879732 100,00

Sai số =

VII. Lọc điện ướt I.A. Điều kiện làm việc.

Nhiệt độ hỗn hợp khí vào : 40oC Nhiệt độ khí ra : 37oC (giả thiết)

Hiệu suất lọc mù : 90% mù Nhiệt độ mù lắng : 35oC Nhiệt tổn thất : 3% nhiệt vào B. Cân bằng vật chất.1 Lượng vào1.1. Lượng hỗn hợp khí vào. Lượng khí vào mk = mSO + mO + mN = 19619,931 (kg/h). Lượng hơi nước vào: mH O = 601,717 (kg/h). Ta có: m = 19619,931 + 601,717 = 20221,648 (kg/h).1.2. Mù vào.

m = 201,159 (kg/h).2. Lượng ra 2.1 Lượng khí và hơi nước ra mkhí = 19619,931 (kg/h) mhơi = 601,717 (kg/h) m = mkhí + mhơi = 20221,648 (kg/h) 2.2. Lượng mù lắng.

Theo giả thiết lượng mù còn lại theo khí bằng 10% lượng mù . Lượng mù lắng là mmù = 0,9.201,159 =181,043 (kg/h)

2.3. Lượng mù theo hỗn hợp khí ra.

m = 201,159 – 181,043 = 20,116 (kg/h)

55

Page 56: sản xuất axit sunfulric

Trêng §¹i Häc B¸ch Khoa Hµ Néi §å ¸n tèt nghiÖp

Trong đó mSO3 = 20,116.0,163 = 3,279 (kg/h)

mnước = 20,116 – 3,279 = 16,837 (kg/h)

Bảng 13: Cân bằng chất lọc điện ướt I.

Lượng vào Lượng raThành phần Kg/h % Thành phần Kg /h %Hỗn hợp khí vào 19619 96,07 Hỗn hợp khí 19619 96,07Hơi nước 601 2,94 Hơi nước 601 2,94Mù axít 201 0,99 Mù axít lắng 181 0,89

Mù axít theo khí 20 0,1Cộng 20421 100,00 Cộng 20421 100,00

Sai số :

C. Cân bằng nhiệt lọc điện ướt I.1. Nhiệt vào. 1.1 Nhiệt do khí và hơi nước mang vào; Nhiệt do khí mang vào: Qkhí = 721046,716 (kJ/h) (theo bảng 12) Nhiệt do hơi nước mang vào: Qhơi = 1545645,200 (kJ/h) Q = 721046,716 + 1545645,200 = 2266692,432 (kJ/h) 1.2 Nhiệt do mù axit mang vào: Q = 28363,419 (kJ/h) (Theo bảng 12) 1.3 Tổng nhiệt vào QV = 2266692,432 + 28363,149 = 2295055,581 (kJ/h)2. Nhiệt ra.2.1. Nhiệt do khí và hơi nước mang ra :

Ta giả thiết nhiệt độ khí ra lọc điện ướt t = 37oC .Ta có nhiệt dung của các khí ở 37oC

Khí (i) SO2 O2 N2 H2O (i)

Cp (kcal /kg. độ) 0,1498 0,2202 0,2463 613,05

CP (kJ/kg. độ) 0,627 0,922 1,031 2566,840

(Bảng X) [ 1 - 192]

56

Page 57: sản xuất axit sunfulric

Trêng §¹i Häc B¸ch Khoa Hµ Néi §å ¸n tèt nghiÖp

Qkhí =Σ(m.c.t)khí = (5381,638.0,627+480,007.0,922+13758,286.1,031).tR

= 18001,646.tR QHơi = 601,717.2566,840 =1544511,475 (kJ/h) Q = Qkhí + Qhơi = 18001,646.tR + 1544511,475 (kJ/h)

2.2. Nhiệt do mù lắng mang ra.

Giả thiết mù lắng ở 350

C và 20%H2SO4

Nhiệt dung của mù lắng Cp = 0,842 kcal/kg.độ (bảng II)[ 1- 181]

hay Cp = 3,525 kJ/kg.độ

2.3 Nhiệt do mù theo khí : Ta có nhiệt dung của axit ở 37oC là : Cp= 3,525 kJ/kg.độ = 20,116.3,525. tR = 70,909.tR ( kJ/h)2.4. Tổn thất.

Tổn thất nhiệt lấy bằng 3% QV:

1.5 . Tổng nhiệt ra :

QR = 18001,646.tR + 1544511,475 + 22336,180+ 70,909.tR +68851,667

= 18072,555.tR + 1635699,322 (kJ/h)

3. Xét cân bằng nhiệt. 18072,555.tR + 1635699,322 =2295055,58118072,555.tR =659356,259

tR = 36,5oC

So sánh giữa nhiệt độ giả thiết và nhiệt độ tính toán mức độ chênh lệch về

nhiệt dung không lớn vậy nên chấp nhận lấy nhiệt độ khí ra = 37o

C

57

Page 58: sản xuất axit sunfulric

Trêng §¹i Häc B¸ch Khoa Hµ Néi §å ¸n tèt nghiÖp

Bảng 14: Cân bằng nhiệt lọc điện ướt I

Nhiệt vào Nhiệt raThành phần kJ/h % Thành phần kJ/h %Hỗn hợp khí 721046 Hỗn hợp khí 666060 28,90Hơi nước 1545645 Hơi nước 1544511 67,02Mù axít 28363 Mù theo khí 2623 0,11

Mù lắng 22336 0,97Tổn thất 68851 3,00

Cộng 2295054 100,00 Cộng 2304381 100,00

Sai số =

VIII. Tháp tăng ẩm.A. Điều kiện làm việc.

Nhiệt độ hỗn hợp khí vào : 37oCNhiệt độ hỗn hợp khí ra : 35oC.Nhiệt độ a xít tưới : 30oC.

Nhiệt độ a xít chảy : 30,5oC.(giả thiết)Nồng độ a xít tưới : Dùng axít 5% H2SO4 .

Nhiệt tổn thất : 3% nhiệt vào B. Cân bằng chất.1. Lượng vào.1.1. Lượng hỗn hợp khí và hơi nước vào.

Lượng hỗn hợp khí vào : mkhô = 19619,931 (kg/h) mH O = 601,717 (kg/h) mmù = 20,116. (kg/h) m = 19619,931+ 601,717+ 20,116 = 20241,764 (kg/h)1.2. Lượng axít tưới. Lưu lượng tưới đối với tháp tăng ẩm : 8-10 m3/m2.h (bảng IX) [2 - 487]Chọn lưu lượng tưới: V = 8,0 [m3/m2.h]Chọn tốc độ khí đi trong tháp: = 0,8 (m/s)Lưu lượng khí vào tháp tăng ẩm là: v = vkhô + vhơi nước = 13119,858 +748,804 = 13868,62 (m3/h).Ta có diện tích tiết diện tháp: (m2)

58

Page 59: sản xuất axit sunfulric

Trêng §¹i Häc B¸ch Khoa Hµ Néi §å ¸n tèt nghiÖp

Vax = 8,0. 4,81 = 38,48 ( m3

/h)

Khối lượng riêng của axit 5% :

d = 1031,7 ( kg/m3

) (Bảng I) [1-177]

với nồng độ 5% ta có

%SO3 = 4,08 %

Trong đó có:

Lượng nước trong axit tưới:

39699,816-1619, 752 = 38080,064 (kg/h)

2. Lượng ra.2.1. Lượng hỗn hợp khí ra.

Lượng hỗn hợp khí ra:mkhô = 19619,931 (kg/h).

2.2. Lượng hơi nước ra. Tính thể tích hơi nước theo công thức

Trong đó:: Là thể tích khí .

: Áp suất riêng phần của nước trên dung dịch H2SO4.DP: Chênh lệch áp xuất trong tháp.P: Áp suất khí quyển 760 mmHg.

Ta có:

PH O = 35,57 mmHg Áp suất trước tháp : 310 (mmH2O)

Áp suất sau tháp: 350 (mmH2O )

59

Page 60: sản xuất axit sunfulric

Trêng §¹i Häc B¸ch Khoa Hµ Néi §å ¸n tèt nghiÖp

2.3. Lượng mù axít ra.Ta có lượng SO3 vào tháp :

mSO = 3,279 (kg/h).Lượng mù a xít ứng vói nồng độ H2SO4 trong hạt mù = 5% là:

Trong đó có:

mnước = 80,368 – 30279 =77,088 (kg/h)

2.4. Lượng axít chảy. Lượng SO3 trong axit chảy:

mSO = 1619,752 (kg/h). Lượng nước:

Lượng nước trong axít tưới vào tháp : 38080,064 (kg/h).Lượng nước trong mù axít vào tháp : 16,837 (kg/h).Lượng nước trong ẩm vào tháp : 601,717 (kg/h). Lượng nước trong mù axít ra : 77,088 (kg/h).Lượng ẩm ra : 535,607 (kg/h).

Lượng nước trong axit chảy:

mnước = 38080,064+16,837+601,717-77,088-535,607

=38085,923 (kg/h).

Lượng axít chảy ra: m = 38085,923 +1619,752 = 39705,675

Nồng độ axit chảy:

Bảng 15: Cân bằng chất tháp tăng ẩm

Lượng vào Lượng ra

60

Page 61: sản xuất axit sunfulric

Trêng §¹i Häc B¸ch Khoa Hµ Néi §å ¸n tèt nghiÖp

Thành phần Kg/h % Thành phần Kg/h % Hỗn hợp khí 19619 32,73 Hỗn hợp khí 19619 32,73 Hơi nước 601 1,00 Hơi nước 535 0,89 Mù axit 20 0,03 Mù axit 80 0,13 A xít tưới 39699 66,23 A xít chảy 39705 66,25Tổng 59939 100,00 Tổng 59939 100,00

Sai số

C. Cân bằng nhiệt tháp tăng ẩm.1. Nhiệt vào.1.1. Nhiệt do hỗn hợp khí và hơi nước mang vào.

Qk +hơi = 702064,194 + 1544511,475 =2246575,669 ( kJ/h). Qmù = 2694,542 ( kJ/h).

1.2. Nhiệt do a xít tưới mang vào. Nhiệt dung của axit tưới với nồng độ axít = 5%, nhiệt độ = 300C

(kcal/kg.độ) (Bảng II) [1-181] Hay C = 4,007 (kJ/kg.độ)

1.3. Nhiệt toả ra do pha loãng mù a xít từ 20% xuống 5%. Từ công thức:

Trong đó:H: Nhiệt tạo thành axít (kJ/kg SO3).M: Lượng nước trong a xít (kg/kgSO3)C: Hàm lượng SO3 trong a xít.

Với : H2SO4 = 20% %SO3 =16,326% H2SO4 = 5% %SO3 = 4,08%

61

Page 62: sản xuất axit sunfulric

Trêng §¹i Häc B¸ch Khoa Hµ Néi §å ¸n tèt nghiÖp

Giả thiết khi pha loãng axít nhiệt độ mù axít ra bằng nhiệt độ khí ra là

35o

C, nhiệt độ axit tưới là 300

C. DtTb = 32,50C

1.4. Tổng nhiệt vào:

QV = 2249270,211+4772314,881+292,814=7021877,906 (kJ/h).

2. Nhiệt ra.2.1. Nhiệt do hỗn hợp khí và hơi nước mang ra.

Ta giả thiết rằng nhiệt độ hỗn hợp khí ra tháp tăng ẩm là: 35oC, ta có nhiệt dung của các khí

Khí (i) SO2 O2 N2 H2O (i)

Cp (kcal/kg.độ) 0,1495 0,2200 0,2463 611,2

CP (kJ/kg.độ) 0,626 0,921 1,031 2559,094

m (kg/h) 5381,638 480,007 13758,286 535,607 ( Bảng X) [1-192] Qkhí = Σ(m.c.t)khí

= (5381,638.0,626+480,007.0,921+13758,286.1,031).35 = 629852,464 (kJ/h) QHơi = 535,607.2559,094 = 1370668,660 (kJ/h) Q = Qkhí + Qhơi = 629852,464 + 1370668,660 (kJ/h) = 2000521,124 (kJ/h).2.2 Nhiệt do mù axit mang ra : Nhiệt dung của axit 5% ở 35oC là: 0,957 kcal/kg.độ (Bảng II) [1-181]. Hay C = 4,007 (kJ/kg. độ) ( kJ/h).2.3. Nhiệt do axít chảy mang ra.

Theo giả thiết nhiệt độ a xít chảy ra = 30,50C.

62

Page 63: sản xuất axit sunfulric

Trêng §¹i Häc B¸ch Khoa Hµ Néi §å ¸n tèt nghiÖp

Ta có Cp của a xít 5,0% = 0,957 (kcal/kg.độ) (Bảng II) [1 - 181] hay C = 4,007 (kJ/kg. độ) Q = 39075,675.4,007.tR = 156576,229.tR 2.4. Nhiệt tổn thất.

Nhiệt tổn thất lấy bằng 3% tổng nhiệt vào. Qtt = 0,03.7021877,906= 210656,337 (kJ/h)

3. Tính lại nhiệt độ a xít chảy.Xét cân bằng nhiệt:

156576,229.tR +2000521,124+11271,210+210656,337 = 7021877,906

156576,229.tR = 4799429,235

tR = 30,6o

CBảng 16: Cân bằng nhiệt tháp tăng ẩm

Nhiệt vào Nhiệt raThành phần kJ/h % Thành phần kJ/h % Hỗn hợp khí 702064 10,00 Hỗn hợp khí 629852 9,01Hơi nước 1544511 22,00 Hơi nước 1370668 19,62 A xít tưới 4772314 68,00 Axít chảy 4775574 68,35 Pha loãng 292 -- Tổn thất 210656 3,02Cộng 7019181 100,00 Cộng 6986750 100,00

Sai số :

IX. Lọc điện ướt II.A. Điều kiện làm việc.

Nhiệt độ hỗn hợp khí vào: 35oCNhiệt độ hỗn hợp khí ra : 33oC (gỉa thiết)Hiệu suất lọc mù axít : 100%

1. Lượng vào.1.1 Khí khô vào:

mkhô = 19619,931 (kg/h) (bảng 15)1.2. Mù và hơi nước: mmù = 80,368 (kg/h) (bảng 15) mhơi = 535,607 (kg/h) (bảng 15) 1.3. Tổng lượng vào: mV = 19619,931 + 80,368 + 535,607 = 20235,906 (kg/h)

63

Page 64: sản xuất axit sunfulric

Trêng §¹i Häc B¸ch Khoa Hµ Néi §å ¸n tèt nghiÖp

2. Lượng ra.2.1. Khí khô : mkhô = 19619,931 (kg/h)

2.2. Lượng ẩm ra.

mhơi = 535,607 (kg/h)

c. Lượng mù axit đọng.

mmù = 80,368 (kg/h)

Bảng 17: Cân bằng vật chất lọc điện ướt II.

Lượng vào Lượng raThành phần kg/h % Thành phần kg/h % Hỗn hợp khí 19619 96,96 Hỗn hợp khí 19619 96,96 Hơi nước 535 2,64 Hơi nước 535 2,64 Mù vào 80 0,40 Mù lắng 80 0,40Cộng 20234 100,0 Cộng 20234 100,0

C. Cân bằng nhiệt.1. Nhiệt vào.1.1 Nhiệt do hỗn hợp khí và hơi nước mang vào Qkhí = 629852,464 (kJ/h) (theo bảng 16) Qhơi = 1370668,660 (kJ/h)1.2. Nhiệt do mù axit mang vào: Qmù = 11271,210 (kJ/h) (Bảng 16)1.3. Tổng nhiệt vào: QV = 629852,464 +1370668,660+11271,210 =2011792,334 (kJ/h)2. Nhiệt ra.2.1. Nhiệt do khí và hơi nước mang ra :

Ta giả thiết nhiệt độ khí ra lọc điện ướt t = 33oC .Ta có nhiệt dung của các khí ở 33oC

Khí (i) SO2 O2 N2 H2O (i)

Cp (kcal /kg.độ) 0,1496 0,2200 0,2463 610,05

CP (kJ/kg. độ) 0,626 0,921 1,031 2554,279

64

Page 65: sản xuất axit sunfulric

Trêng §¹i Häc B¸ch Khoa Hµ Néi §å ¸n tèt nghiÖp

m ( kg/h) 5381,638 480,007 13758,286 535,607

(Bảng X) [ 1 - 192]

Qkhí =Σ(m.c.t)khí = (5381,638.0,626+480,007.0,921+13758,286.1,031).tR

= 17995,785.tR QHơi = 535,607.2554,279 = 1368089,712 (kJ/h) Q = Qkhí + Qhơi = 17995,785.tR + 1368089,712 (kJ/h)

2.2. Nhiệt do mù lắng mang ra.

Giả thiết mù lắng ở 33o

C

Nhiệt dung của mù lắng Cp = 0,957 kcal/kg.độ (bảng II)[ 1- 181]

hay Cp = 4,007 kJ/kg.độ

2.3. Tổn thất nhiệt.Nhiệt tổn thất lấy bằng 2% tổng lượng nhiệt vào.

Qtt = 0,02.2011792,334 = 40235,847 (kJ/h)

Xét cân bằng nhiệt.

17995,785.tR +1368089,712+10627,032+40235,847 =2011792,334

17995,785.tR = 592839,743

tR = 32,95o

C

Như vậy nhiệt độ tính toán và giả thiết chênh lệch không lớn do vậy chấp

nhận lấy nhiệt độ khí ra: t = 33o

C.

Như vậy nhiệt do khí mang ra :

Q = 17995,785.33 = 593860,905 ( kJ/h)

Bảng18: Cân bằng nhiệt lọc điện ướt II

Nhiệt vào Nhiệt raThành phần kJ/h % Thành phần kJ/h % Hỗn hợp khí 629852 31,31 Hỗn hợp khí 593860 29,66 Hơi nước 1370668 68,13 Hơi nước 1368089 68,33

65

Page 66: sản xuất axit sunfulric

Trêng §¹i Häc B¸ch Khoa Hµ Néi §å ¸n tèt nghiÖp

Mù vào 11271 0,56 Mù lắng 40235 2,01Cộng 2011792 100,0 Cộng 2002184 100,0

Sai số

3. Kiểm tra nồng độ SO2 trong khí lò

Bỏ qua lượng ẩm trong hỗn hợp khí:

X. Bổ sung không khí (Pha loãng nồng độ SO2)Để hiệu suất chuyển hoá SO2 thành SO3 đạt cực đại thì nồng độ SO2 yêu

cầu từ 7% đến 7,5%, do vậy phải bổ sung không khí. Tuy nhiên nếu ta bổ sung ngay từ lò đốt thì kích thước thiết bị tăng, tốn thêm công vận chuyển. Do vậy phải bổ sung không khí sau tháp lọc điện ướt II trước tháp sấy khí (vì trong không khí bổ sung có một lượng ẩm nhất định) bằng cách mở 1 van trên đường ống dẫn khí vào tháp sấy.A. Cân bằng chất. Theo công thức :

CSO = .100

→ VKK = - Vkh

Trong đó: CSO :Là nồng độ SO2 cần khống chế. Chọn CSO =7% VSO :Thể tích khí SO2 sau lọc điện ướt 2. VKK : Thể tích không khí bổ sung. Ta coi như thành phần không khí chỉ bao gồm O2 và N2 bỏ qua các thành phần khác như Co2; H2 …vv. Vì lượng của chúng trong không khí nhỏ. Thành phần không khí cần bổ sung:

Vkk = .100 – 13119,858 = 13146,128 (m3/h)

Lượng khí nitơ bổ sung. Coi nitơ trong không khí chiếm 79% còn lại ô

xi chiếm 21%.

Lượng nitơ trong khí bổ xung.VN = 0,79.13146,128 = 10385,441 (m3/h)

66

Page 67: sản xuất axit sunfulric

Trêng §¹i Häc B¸ch Khoa Hµ Néi §å ¸n tèt nghiÖp

mN = .28 = 12981,801 (kg/h)

Lượng ôxi bổ xung VO = 0,21.13146,128 = 2760,686 (m3/h)

mO = .32 = 3943,838 (kg/h)

Lượng ẩm theo vào không khí bổ sung: Với độ ẩm không khí = 85% , nhiệt độ 25oC ta có d = 16,29 (gH2O/m3 kk)

Lượng ẩm vào theo không khí là:mH O = 16,29.10-3. 13146,128 = 214,150 (kg/h)

VH O = = 266,498 (m3/h)

Bảng 19: Tổng kết lượng khí vào tháp sấy.

Thành phần

Lượng sau lọc điện ướt II

Lượng bổ sung Lượng vào tháp sấy

Kg/h m3/h Kg/h m3/h Kg/h m3/hSO2 5381 1838 0 0 5381 1838O2 480 335 3943 2760 4423 3096N2 13758 10945 12981 10385 26740 21330Hơi nước 535 666 214 266 749 933Cộng 20154 13784 17138 13411 37293 27197

B.Cân bằng nhiệt .

1.Nhiệt vào:

1.1 Nhiệt do khí và hơi nước từ lọc điện sang:

Qkhí = 593860,905 (kJ/h)

Qhơi = 1368089,712 (kJ/h)

Q1 = 593860,905 + 1368089,712 = 1961950,617 (kJ/h)

1.2. Nhiệt do không khí bổ xung mang vào:

Q = (3943,838.0,2196.4,187+12981,802.0,2463.4,187).25

+ 214,150.2539,834 = 969250,707 (kJ/h)

1.3. Tổng nhiệt vào:

Qv = 1961950,617 + 969250,707 = 2931201,325 (kJ/h)

67

Page 68: sản xuất axit sunfulric

Trêng §¹i Häc B¸ch Khoa Hµ Néi §å ¸n tèt nghiÖp

2.Nhệt ra:

2.1. Nhiệt do hơi nước mang ra:

Gỉa thiết nhiệt độ của hỗn hợp ra là : 29o

C

Nhiệt hàm của hơi nước ở 29o

C : i = 608,0 kcal/kg. (bảng I.250) [ 2 - 312]

Hay i = 2545,696 ( kJ/kg )

QHoi = 749,757.2545,696 = 1908653,396 (kJ/h)

2.2 Nhiệt do khí mang ra:

Nhiệt dung của các khí:

Khí (i) SO2 O2 N2

Cp (kcal /kg.độ) 0,1489 0,2198 0,2463

CP (kJ/kg. độ) 0,623 0,920 1,031

m ( kg/h) 5381,638 4423,845 26740,087

(bảng X) [ 1 - 192]

Nhiệt do khí mang ra :

Qkhí = (5381,638.0,623+4423,845.0,920+1,031.26740,087).tR

= 34991,727.tR

3.Xét cân bằng nhiệt:

QV = QR

34991,727.tR + 1908653,396 = 2931201,325

tR = 29,2o

C

Vậy nhiệt do khí mang ra:

Qkhí = 34991,727.29 = 1014760,083 (kJ/h)

Tổng nhiệt ra:

QR = 1014760,083 + 1908653,396 = 2923413,479 (kJ/h)

Sai sô:

68

Page 69: sản xuất axit sunfulric

Trêng §¹i Häc B¸ch Khoa Hµ Néi §å ¸n tèt nghiÖp

Bảng 20 . Tổng kết nhiệt vào tháp sây

Thành phần

Nhiệt sau lọc điện ướt II

(kJ/h)

Nhiệt do không khí bổ sung

(kJ/h)

Nhiệt vào tháp sấy

(kJ/h)

Khí 593860 425345 1019205Hơi nước 1368089 543905 1911994Cộng 1961949 969250 2931199

XI.Tháp sấy khí.A. Điều kiện làm việc.

Nhiệt độ axit tưới: 40oC Nhiệt độ axit chảy : 51oC (giả thiết)

Nhiệt độ khí ra : 40oC Nồng độ axit tưới: 95% H2SO4 Nồng độ axít chảy yêu cầu: 94% H2SO4 Nhiệt tổn thất : 2% nhiệt vào B. Cân bằng vật chất tháp sấy.1. Lượng vào.1.1. Lượng khí vào tháp sấy khí bao gồm hỗn hợp khí: SO2, O2, N2

(kg/h) (theo bảng 19)

1.2. Lượng hơi nước vào tháp sấy. (kg/h) (Theo bảng 19)

1.3. Lượng a xít tưới vào tháp. Gọi lượng axit tưới là m (kg/h)

Ta có lượng nước trong axit tưới là 0,05.m (kg/h)

2. Lượng ra.2.1. Lượng hỗn hợp khí ra.

2.2. Lượng hơi nước theo khí ra.Yêu cầu lượng ẩm sau khi sấy phải 0,01% theo thể tích

69

Page 70: sản xuất axit sunfulric

Trêng §¹i Häc B¸ch Khoa Hµ Néi §å ¸n tèt nghiÖp

thể tích hơi nước ra:

Vhơi = 0,0001.26265,985 = 2,626 (m3

/h)

2.3. Lượng axít chảy ra. (kg/h)

Nồng độ H2O trong axit 94% H2SO4 Lượng H2O trong axit chảy bằng 0,06 .( ) (kg/h)Mặt khác, lượng H2O trong axit chảy bằng lượng H2O trong axit tưới +

lượng ẩm trong khí hấp thụ được. Lượng nước trong axit chảy bằng: 0,05. (kg/h)Xét cân bằng H2O trong axit chảy:Ta có:

(kg/h) (kg/h)

Với = 1833,7 (kg/m3)Lưu lượng tưới:

(m3/h)

Bảng 21: Cân bằng chất tháp sấy.

Lượng vào Lượng raThành phần kg/h % Lượng ra kg/h %Hỗn hợp khí. 36545 33,91 Hỗn hợp khí. 36545 33,91Hơi nước. 749 0,69 Hơi nước. 2 --A xít tưới 70489 65,40 A xít chảy 71237 66,09Cộng 107783 100,0 Cộng 107784 100,0

C. Cân bằng nhiệt. 1. Nhiệt vào 1.1. Nhiệt do hỗn hợp khí và hơi nước từ lọc điện mang vào.a. Nhiệt do hỗn hợp khí mang vào.

(kJ/h) (bảng 18)b. Nhiệt do hơi nước mang vào.

70

Page 71: sản xuất axit sunfulric

Trêng §¹i Häc B¸ch Khoa Hµ Néi §å ¸n tèt nghiÖp

1.2. Nhiệt do không khí mang vào.a. Nhiệt do hỗn hợp khí mang vào.

(kJ/h) b. Nhiệt do hơi nước mang vào.

1.3. Axit tưới mang vào. Nhiệt dung của axit 95% , nhiệt độ 40oC

CP = 0,364 (kcal/kg.độ) (bảng II)[ 1 - 181]

hay C = 1,524 (kJ/kg.độ)

maxtưới = 70489,818 (kg/h) (Bảng 20)

Q = 70489,818.1,524.40 = 4297059,305 (kJ/h)

1.4. Nhiệt pha loãng a xít từ 95% xuống 94% H2SO4.

Vì nhiệt sinh ra (H) của axit 94% và 95% không chênh lệch lớn nên DH = 94% - 95% là rất nhỏ so với nhiệt tổn thất do vây bỏ qua.

1.5. Tổng nhiệt vào.QV = 7228260,629 (kJ/h)

2. Nhiệt ra.2.1. Nhiệt do khí và hơi nước mang ra :

Ta giả thiết nhiệt độ khí ra t = 40oC .Ta có nhiệt dung của các khí ở 40oC

Khí (i) SO2 O2 N2 H2O (i)

Cp (kcal /kg.độ) 0,1502 0,2203 0,2464 613,5

CP (kJ/kg. độ) 0,629 0,922 1,032 2568,724

m ( kg/h) 5381,638 4423,845 26740,087 2,110

(Bảng X) [ 1 - 192]

Qkhí =Σ(m.c.t)khí = (5381,638.0,629+4423,845.0,922+26740,087.1,032).40

= 1402384,207 (kJ/h) QHơi = 2,110.2568,724 = 5420,007 (kJ/h) Q = Qkhí + Qhơi = 1402384,207 + 5420,007 = 1407804,214 (kJ/h)

2.2. Nhiệt do axít chảy mang ra.Giả thiết nhiệt độ axít chảy t = 51oC. Nhiệt dung của axit 94% , nhiệt độ 51oC

71

Page 72: sản xuất axit sunfulric

Trêng §¹i Häc B¸ch Khoa Hµ Néi §å ¸n tèt nghiÖp

CP = 0,374 (kcal/kg. độ) (bảng II)[ 1 - 181]

hay C = 1,567 (kJ/kg.độ)

max chảy = 71237,465 (kg/h) (Bảng 20)

Q = 71237,465.1,567.tR = 111629,108.tR

2.3. Nhiệt tổn thất.Nhiệt tổn thất lấy bằng 2% tổng nhiệt vào.

Q3 = 0,02.QV = 0,02. 7228260,629 = 144565,213 (kJ/h) 2.4. Tổng nhiệt ra.

QR = 111629,108.tR + 1522369,427 (kJ/h) 3. Xét cân bằng nhiệt.

Qv = QR

111629,108.tR + 1522369,427 = 7228260,629 (kJ/h) tR = 51,1oC (chấp nhận )

Bảng 22: Cân bằng nhiệt tháp sấy.

Nhiệt vào Nhiệt raThành phần KJ/h % Thành phần KJ/h %Hỗn hợp khí 1019206 14,10 Hỗn hợp khí 1402384 19,43Hơi nước 1911992 26,45 Hơi nước 5420 0,08A xít tưới 4297059 59,45 A xít chảy 5693084 78,90

Tổn thất 114565 1,59Cộng 7228257 100,00 Cộng 7215453 100,00

Sai số =

XII. Tháp tiếp xúc (Tháp ôxi hoá SO2 SO3).Để tính toán tháp ôxi hoá ta chọn một số thông số kỹ thuật thích hợp với

từng lớp xúc tác theo bảng 3-13 [1-117]Ta có:

Nồng độ SO2 vào tháp: a = 7%

Nồng độ ô xi vào tháp: b = .100 = 11,8%

Chọn các thông số đối với nguyên liệu ta có: a = 7%; b = 12% Bảng 23. Bảng các thông số và điều kiện làm việc của tháp tiếp xúc.

72

Page 73: sản xuất axit sunfulric

Trêng §¹i Häc B¸ch Khoa Hµ Néi §å ¸n tèt nghiÖp

Lớp xúc tác

Nhiệt độ khí vào

tháp

Nhiệt độ khí ra tháp

Xvào Xra

I 440 585 0 0,725II 463 501 0,725 0,918III 438 448 0,918 0,970IV 432 434 0,970 0,980

1. Lớp thứ nhất.1.1 Cân bằng vật liệu của lớp thứ nhất:1.1.1 Lượng vào lớp thư nhất bao gồm: mSO = 5381,638 (kg/h) mO = 4423,845 (kg/h) mN = 26740,087 (kg/h) 1.1.2 Lượng ra: Với mức chuyển hóa 0,725.

Lượng SO2 đã bị oxy hóa:

a, Lượng SO2 trong hỗn hợp khí ra khỏi lớp thứ nhất:

b, Lượng SO3 được tạo thành:

c, Lượng ôxi còn lại:Lượng oxy liên kết với SO2 để tạo thành SO3:

Lượng oxy còn lại trong hỗn hợp khí:

Bảng 24: Cân bằng chất lớp xúc tác 1

Lượng vào Lượng raCấu tử Kg/h m3/h % v Cấu tử Kg/h m3/h % v

SO3 4877 1365 5,33SO2 5381 1838 7,00 SO2 1479 517 2,02O2 4423 3096 11,79 O2 3448 2413 9,42N2 26740 21330 81,21 N2 26740 21330 83,23Tổng 36544 26264 100,00 Tổng 36544 25625 100,00

73

Page 74: sản xuất axit sunfulric

Trêng §¹i Häc B¸ch Khoa Hµ Néi §å ¸n tèt nghiÖp

1.2. Cân bằng nhiệt của lớp thứ nhất:Hỗn hợp khí trước khi vào lớp thứ nhất được gia nhiệt đến nhiệt độ 440oC.

Sau lớp thứ nhất nhiệt độ của hỗn hợp khí tính theo công thức : tr = tv + λ.Δx , tv = 440oCHệ số tăng nhiệt λ xác định theo công thức (3-37) [ 1- 114] λ = 2329.0,70,91 – 7,92 = 199

tr = 440 + 199.0,725 = 584,3oC1.2.1. Nhiệt vào:a) Nhiệt của khí vào lớp 1: Nhiệt độ khí vào t = 440oC .Ta có nhiệt dung của các khí ở 440oC

Khí (i) SO2 O2 N2

Cp (kcal /kg.độ) 0,1894 0,2469 0,2607

CP (kJ/kg. độ) 0,793 1,034 1,091

m ( kg/h) 5381,638 4423,845 26740,087

(Bảng X) [ 1 - 192]

Qkhí = Σ(m.c.t)khí

= (5381,638.0,793+4423,845.1,034+26740,087.1,091).440 = 16726745,020. (kJ/h) b) Nhiệt tỏa ra khi oxy hóa SO2: Q = q.mSO2oxh q: Nhiệt oxy hóa riêng ở nhiệt độ trung bình trong lớp: (440 + 584)/2 = 512oC. Ta có q = 93,978 ( kJ/mol) (bảng 3-5) [1 - 95] Hay q = 1468,406 (kJ/kg) Q = 1468,406.3901,687 = 5729261,576 (kJ/h)Tổng nhiệt vào:

Qv = 16726745,020 + 5729261,576 = 22456006,600 ( kJ/h).1.2.2. Nhiệt ra: Nhiệt theo khí ra: Ta có nhiệt dung của các khí ở 585oC :

Khí SO2 SO3 O2 N2

Cp (kcal /kg.độ) 0,1964 0,2372 0,2545 0,2690

74

Page 75: sản xuất axit sunfulric

Trêng §¹i Häc B¸ch Khoa Hµ Néi §å ¸n tèt nghiÖp

CP ( kJ/kg.độ) 0,822 0,993 1,065 1,126

m (kg/h) 1479,951 4877,108 3448,424 26740,087 (Bảng X) [ 1 - 192]

= (1479,951.0,822+4877,108.0,993+3448,424.1,065+ 26740,087.1,126).585 = 23307217,53 kJ/h. Hiệu giữa nhiệt vào và nhiệt ra: ∆Q = 23307217,530 – 22456006,600 = 874714,93 kJ/hHiệu này quá lớn . Gỉa thiết nhiệt độ ra là 568oC. Nhiệt theo khí ra: Ta có nhiệt dung của các khí ở 568oC :

Khí SO2 SO3 O2 N2

Cp (kcal /kg.độ) 0,1957 0,2358 0,2537 0,2681

CP ( kJ/kg.độ) 0,819 0,987 1,062 1,122

m (kg/h) 1479,951 4877,108 3448,424 26740,087 (Bảng X) [ 1 - 192]

= (1479,951.0,819+4877,108.0,987+3448,424.1,062+ 26740,087.1,122).568 = 22544141,160 kJ/h.

Sai số =

Có thể chấp nhận nhiệt độ ra lớp 1 là 568oC Bảng 25 : Cân bằng nhiệt lớp 1

Nhiệt vào Nhiệt raThành phần kJ/h % Thành phần kJ/h %Khí vào 16726745 74,49 Khí ra 22544141 100,00Phản ứng 5729261 25,51Tổng 22456006 100,00 Tổng 22544141 100,00

2. Lớp thứ hai:2.1 Cân bằng vật liệu của lớp thứ hai:2.1.1 Lượng vào: mSO = 1479,951 (kg/h) mSO = 4877,108 (kg/h)

75

Page 76: sản xuất axit sunfulric

Trêng §¹i Häc B¸ch Khoa Hµ Néi §å ¸n tèt nghiÖp

mO = 3448,424 (kg/h) mN = 26740,087 (kg/h) Hỗn hợp khí sau lớp thứ nhất có nhiệt độ 568oC cần được làm lạnh xuống

463oC.2.1.2. Lượng raGiả thiết hiệu suất chuyển hóa sau lớp thứ hai là 0,918 ta có

Lượng SO2 đã bị oxy hóa:

a) Lượng SO2 trong hỗn hợp khí ra khỏi lớp thứ hai:

b)Lượng SO3 được tạo thành:

Lượng oxy liên kết với SO2 để tạo thành SO3:

Lượng oxy còn lại trong hỗn hợp khí:

Bảng 26: cân bằng chất lớp xúc tác thứ hai.

Lượng vào Lượng raCấu tử Kg/h m3/h % v Cấu tử Kg/h m3/h % vSO3 4877 1365 5.31 SO3 6175 1729 6,78SO2 1479 517 2,01 SO2 441 154 0,60O2 3448 2413 9,39 O2 3188 2231 8,75N2 26740 21392 83,29 N2 26740 21392 83,87Tổng 36544 25687 100,00 Tổng 36544 25506 100,00

2.2. Cân bằng nhiệt của lớp thứ hai:Hỗn hợp khí vào lớp thứ hai nhiệt độ là 463oC.Sau lớp thứ hai nhiệt độ của hỗn hợp khí :

tr = tv + λ.Δx tv = 475oC

76

Page 77: sản xuất axit sunfulric

Trêng §¹i Häc B¸ch Khoa Hµ Néi §å ¸n tèt nghiÖp

tr = 463 + 199.(0,918-0,725) = 501oC.2.2.1. Nhiệt vào:a) Nhiệt của khí vào lớp hai:Nhiệt theo khí vào : Ta có nhiệt dung của các khí ở 463oC :

Khí SO2 SO3 O2 N2

Cp (kcal /kg.độ) 0,1908 0,2263 0,2482 0,2620

CP ( kJ/kg.độ) 0,799 0,947 1,039 1,097

m (kg/h) 1479,951 4877,108 3448,424 26740,087 (Bảng X) [ 1 - 192]

= (1479,951.0,799+4877,108.0,947+3448,424.1,039+ 26740,087.1,097).463 = 17926383,120 ( kJ/h. )b) Nhiệt tỏa ra khi oxy hóa SO2:

Q = q.mSO2oxh . q: Nhiệt oxy hóa riêng ở nhiệt độ trung bình trong lớp: (463 + 501)/2 = 482oC. q = 94,4 (bảng 3-5) [ 1 - 95] hay q = 1475,000 (kj/kg) Q = 1475.1038,656 = 1532017,600 ( kJ/h. )

Tổng nhiệt vào:Qv = 17926383,120 + 1532017,600 = 19458400,720 kJ/h.

2.2.2. Nhiệt ra:Nhiệt theo khí ra: Ta có nhiệt dung của các khí ở 501oC :

Khí SO2 SO3 O2 N2

Cp (kcal /kg.độ) 0,1930 0,2300 0,2504 0,2641

CP ( kJ/kg.độ) 0,808 0,963 1,048 1,106

m (kg/h) 441,295 6175,428 3188,760 26740,087 (Bảng X) [ 1 - 192]

= (441,295.0,808+6175,428.0,963+3188,760.1,048+ 26740,087.1,106).501 = 19649149,970 ( kJ/h.) Hiệu giữa nhiệt vào và nhiệt ra: ∆Q = 19649149,970 – 19458400,720 = 190749,250 ( kJ/h.)Gỉa thiết nhiệt độ ra lớp 2 là 497oC

77

Page 78: sản xuất axit sunfulric

Trêng §¹i Häc B¸ch Khoa Hµ Néi §å ¸n tèt nghiÖp

Ta có nhiệt dung của các khí ở 497oC :

Khí SO2 SO3 O2 N2

Cp (kcal /kg.độ) 0,1928 0,2296 0,2500 0,2639

CP ( kJ/kg.độ) 0,807 0,961 1,047 1,105

m (kg/h) 441,295 6175,428 3188,760 26740,087 (Bảng X) [ 1 - 192]

= (441,295.0,807+6175,428.0,961+3188,760.1,047+ 26740,087.1,105).497 = 19471038,200 kJ/h. Hiệu giữa nhiệt vào và nhiệt ra: ∆Q = 19471038,200 – 19458400,720 = 12637,476 ( kJ/h.)

Sai số =

Bảng 27 : Cân bằng nhiệt lớp 2

Nhiệt vào Nhiệt raThành phần kJ/h % Thành phần kJ/h %Khí vào 17926383 92,13 Khí ra 19471038 100,00Phản ứng 1532017 7,87Tổng 19458400 100,00 Tổng 19471038 100,00

3. Lớp thứ ba3.1 Cân bằng vật liệu của lớp thứ ba:3.1.1 Lượng vào: mSO = 441,295 (kg/h) mSO = 6175,428 (kg/h) mO = 3188,760 (kg/h) mN = 26740,087 (kg/h) Hỗn hợp khí sau lớp thứ 2 có nhiệt độ 497oC cần được làm lạnh xuống

438oC.3.1.2. Lượng raGiả thiết hiệu suất chuyển hóa sau lớp thứ ba là 0,970 ta có

Lượng SO2 đã bị oxy hóa:

a) Lượng SO2 trong hỗn hợp khí ra khỏi lớp thứ ba:

78

Page 79: sản xuất axit sunfulric

Trêng §¹i Häc B¸ch Khoa Hµ Néi §å ¸n tèt nghiÖp

b)Lượng SO3 được tạo thành:

Lượng oxy liên kết với SO2 để tạo thành SO3:

c) Lượng oxy còn lại trong hỗn hợp khí:

d) lượng N2 không thay đổi trong quá trình tiếp xúc

Bảng 28 : cân bằng chất lớp xúc tác thứ 3

Lượng vào Lượng raCấu tử Kg/h m3/h % v Cấu tử Kg/h m3/h % vSO3 6175 1729 6,78 SO3 6525 1827 7,18SO2 441 154 0,60 SO2 161 56 0,22O2 3188 2231 8,75 O2 3118 2182 8,57N2 26740 21392 83,87 N2 26740 21392 84,03Tổng 36544 25506 100,00 Tổng 36544 25457 100,00

3.2. Cân bằng nhiệt của lớp thứ ba:Hỗn hợp khí vào lớp thứ 3 nhiệt độ là 438oC.Sau lớp thứ hai nhiệt độ của hỗn hợp khí :

tr = tv + λ.Δx tv = 438oC

tr = 438 + 199.(0,970-0,918) = 448,3oC.3.2.1. Nhiệt vào:a) Nhiệt của khí vào lớp 3:Nhiệt theo khí vào : Ta có nhiệt dung của các khí ở 438oC :

Khí SO2 SO3 O2 N2

Cp (kcal /kg.độ) 0,1892 0,2238 0,2467 0,2605

CP ( kJ/kg.độ) 0,792 0,937 1,033 1,091

m (kg/h) 441,295 6175,428 3188,760 26740,087 (Bảng X) [ 1 - 192]

= (441,295.0,792+6175,428.0,937+3188,760.1,033+ 26740,087.1,091).438

79

Page 80: sản xuất axit sunfulric

Trêng §¹i Häc B¸ch Khoa Hµ Néi §å ¸n tèt nghiÖp

= 16908247,880 ( kJ/h. )b) Nhiệt tỏa ra khi oxy hóa SO2:

Q = q.mSO2oxh . q: Nhiệt oxy hóa riêng ở nhiệt độ trung bình trong lớp: (438 + 448)/2 = 443oC. q = 94,704 (bảng 3-5) [ 1 - 95] hay q = 1479,759 (kj/kg) Q = 1479,759.279,845 = 414103,262 ( kJ/h.)

Tổng nhiệt vào:Qv = 16908247,880+414103,262 = 17322351,14 (kJ/h.)

3.2.2. Nhiệt ra:Nhiệt theo khí ra: Ta có nhiệt dung của các khí ở 448oC :

Khí SO2 SO3 O2 N2

Cp (kcal /kg.độ) 0,1898 0,2248 0,2473 0,2611

CP ( kJ/kg.độ) 0,795 0,941 1,035 1,093

m (kg/h) 161,450 6525,234 3118,799 26740,087 (Bảng X) [ 1 - 192]

= (161,450.0,795+6525,234.0,941+3118,799.1,035+26740,087.1,093).448 = 17348114,560 (kJ/h.) Hiệu giữa nhiệt vào và nhiệt ra: ∆Q = 17348114,56 – 17322351,14 = 25763,42 (kJ/h.)

Sai số =

Vậy ta lấy nhiệt độ khí ra lớp 3 là 448oC.

Bảng 29 : Cân bằng nhiệt lớp 3

Nhiệt vào Nhiệt raThành phần kJ/h % Thành phần kJ/h %Khí vào 16908247 97,61 Khí ra 17348114 100,00Phản ứng 414103 2,39Tổng 17322351 100,00 Tổng 17348114 100,00

4. Lớp thứ tư

80

Page 81: sản xuất axit sunfulric

Trêng §¹i Häc B¸ch Khoa Hµ Néi §å ¸n tèt nghiÖp

4.1 Cân bằng vật liệu của lớp thứ 4:4.1.1 Lượng vào: mSO = 161,450 (kg/h) mSO = 6525,234 (kg/h) mO = 3118,799 (kg/h) mN = 26740,087 (kg/h) Hỗn hợp khí sau lớp thứ ba có nhiệt độ 448oC cần được làm lạnh xuống

432oC.4.1.2. Lượng raGiả thiết hiệu suất chuyển hóa sau lớp thứ tư là 0,980 ta có

Lượng SO2 đã bị oxy hóa:

a) Lượng SO2 trong hỗn hợp khí ra khỏi lớp thứ hai:

b)Lượng SO3 được tạo thành:

Lượng oxy liên kết với SO2 để tạo thành SO3:

c) Lượng oxy còn lại trong hỗn hợp khí: d) lượng N2 không thay đổi trong quá trình tiếp xúc

Bảng 30 : Cân bằng chất lớp xúc tác thứ 4

Lượng vào Lượng raCấu tử Kg/h m3/h % v Cấu tử Kg/h m3/h % vSO3 6525 1827 7,18 SO3 6659 1864 7,33SO2 161 56 0,22 SO2 107 37 0,14O2 3118 2182 8,57 O2 3038 2126 8,36N2 26740 21392 84,03 N2 26740 21392 84,17Tổng 36544 25457 100,00 Tổng 36544 25419 100,00

4.2. Cân bằng nhiệt của lớp thứ tư:Hỗn hợp khí vào lớp thứ 4 nhiệt độ là 432oC.Sau lớp thứ hai nhiệt độ của hỗn hợp khí :

81

Page 82: sản xuất axit sunfulric

Trêng §¹i Häc B¸ch Khoa Hµ Néi §å ¸n tèt nghiÖp

tr = tv + λ.Δx tv = 432oC

tr = 432 + 199.(0,980-0,970) = 434oC.4.2.1. Nhiệt vào:a) Nhiệt của khí vào lớp 4:Nhiệt theo khí vào : Ta có nhiệt dung của các khí ở 432oC :

Khí SO2 SO3 O2 N2

Cp (kcal /kg.độ) 0,1889 0,2232 0,2464 0,2602

CP ( kJ/kg.độ) 0,791 0,934 1,032 1,089

m (kg/h) 161,450 6525,234 3118,799 26740,087 (Bảng X) [ 1 - 192]

= (161,450.0,791+6525,234.0,934+3118,799.1,032+ 26740,087.1,089).432 = 16658278,910 ( kJ/h. )b) Nhiệt tỏa ra khi oxy hóa SO2:

Q = q.mSO2oxh . q: Nhiệt oxy hóa riêng ở nhiệt độ trung bình trong lớp: (432 + 434)/2 = 433oC. q = 94,776 (kJ/kmol) (bảng 3-5) [ 1 - 95] hay q = 1480,875 (kJ/kg) Q = 1480,875.53,816 = 79694,769 ( kJ/h. )

Tổng nhiệt vào:Qv = 16658278,910 + 79694,769 = 16737973,679 kJ/h.

4.2.2. Nhiệt ra:Nhiệt theo khí ra: Ta có nhiệt dung của các khí ở 434oC :

Khí SO2 SO3 O2 N2

Cp (kcal /kg.độ) 0,1890 0,2234 0,2465 0,2603

CP ( kJ/kg.độ) 0,791 0,935 1,032 1,090

m (kg/h) 107,634 6659,776 3038,073 26740,087 (Bảng X) [ 1 - 192]

= (107,634.0,791+6659,776.0,935+3038,073.1,032+26740,087.1,090).434 = 16749802,610 kJ/h. Hiệu giữa nhiệt vào và nhiệt ra:

82

Page 83: sản xuất axit sunfulric

Trêng §¹i Häc B¸ch Khoa Hµ Néi §å ¸n tèt nghiÖp

∆Q = 16773973,679 – 16749802,610 = 24171,060 ( kJ/h. )

Sai số =

Vậy ta lấy nhiệt độ khí ra lớp 4 là 434oC.

Bảng 31 : Cân bằng nhiệt lớp 4

Nhiệt vào Nhiệt raThành phần kJ/h % Thành phần kJ/h %Khí vào 16658278 99,52 Khí ra 16749802 100,00Phản ứng 79694 0,48Tổng 16737973 100,00 Tổng 16749802 100,00

XIII. Cân bằng nhiệt thiết bị làm nguội sau lớp 1. 1. Nhiệt vào: 1.1. Nhiệt do khí sản phẩm vào : Q = 22544141,160 (kJ/h). 1.2. Nhiệt do khí nguyên liệu vào: Q = 11719808,590 (kJ/h). 1.3. Tổng nhiệt vào: QV = 22544141,160 + 11719808,590 = (kJ/h). 2. Nhiệt ra: 2.1. Nhiệt do khí sản phẩm mang ra : Q = 17926383,120 2.2. Nhiệt do khí nguyên liệu mang ra: Gỉa thiết nhiệt độ khí nguyên liệu ra là: 430oC. .

Ta có nhiệt dung các khí ở 430oC như sau:

Khí SO2 O2 N2

Cp (kcal /kg.độ) 0,1888 0,2463 0,2601

CP (kJ/kg.độ) 0,790 1,031 1,089

m (kg/h) 5381,638 4423,845 26740,087 (bảng X) [ 1 - 192] Q = (5381,638.0,790+4423,845.1,031+26740,087.1,089).tR

= 37932,433.tR (kJ/h) 2.3. Nhiệt tổn thất:

83

Page 84: sản xuất axit sunfulric

Trêng §¹i Häc B¸ch Khoa Hµ Néi §å ¸n tèt nghiÖp

Lấy 0,5% nhiệt vào: Qtt = 0,005.34263949,750 = 171319,745 (kJ/h) 3. Xét cân bằng nhiệt : QV = QR 34263949,750 = 17926383,120 + 37932,433.tR + 171319,745 (kJ/h) → tR = 426,2oC Nhiệt do khí nguyên liệu mang ra: Q = 16166246,88 (kJ/h)

XIV. Cân bằng nhiệt thiết bị làm nguội sau lớp 2. 1. Nhiệt vào: 1.1. Nhiệt do khí sản phẩm vào : Q = 19471038,200 (kJ/h). 1.2. Nhiệt do khí nguyên liệu vào: Q = 9295414,785 (kJ/h). 1.3. Tổng nhiệt vào: QV = 19471038,200 + 9295414,785 = 28766452,985 (kJ/h). 2. Nhiệt ra: 2.1. Nhiệt do khí sản phẩm mang ra : Q = 16908247,880 2.2. Nhiệt do khí nguyên liệu mang ra: Gỉa thiết nhiệt độ khí nguyên liệu ra là: 317oC. .

Ta có nhiệt dung các khí ở 317oC như sau:

Khí SO2 O2 N2

Cp (kcal /kg.độ) 0,1812 0,2395 0,2541

CP (kJ/kg.độ) 0,759 1,003 1,064

m (kg/h) 5381,638 4423,845 26740,087 (bảng X) [ 1 - 192] Q = (5381,638.0,759+4423,845.1,003+26740,087.1,064).tR

= 36971,005.tR (kJ/h) 2.3. Nhiệt tổn thất: Lấy 0,5% nhiệt vào: Qtt = 0,005.28755452,985 = 143777,265 (kJ/h) 3. Xét cân bằng nhiệt : QV = QR 28766452,985 = 16908247,880 + 36971,005.tR + 143777,265 (kJ/h) → tR = 316,8oC

84

Page 85: sản xuất axit sunfulric

Trêng §¹i Häc B¸ch Khoa Hµ Néi §å ¸n tèt nghiÖp

Nhiệt do khí nguyên liệu mang ra: Q = 11719808,590 (kJ/h)

XV. Cân bằng nhiệt thiết bị làm nguội sau lớp 3. 1. Nhiệt vào: 1.1. Nhiệt do khí sản phẩm vào : Q = 17348114,560 (kJ/h). 1.2. Nhiệt do khí nguyên liệu vào: Q = 8715023,168 (kJ/h). 1.3. Tổng nhiệt vào: QV = 17348114,560 + 8715023,168 = 26063137,73 (kJ/h). 2. Nhiệt ra: 2.1. Nhiệt do khí sản phẩm mang ra : Q = 16658278,910 2.2. Nhiệt do khí nguyên liệu mang ra: Gỉa thiết nhiệt độ khí nguyên liệu ra là: 255oC. .

Ta có nhiệt dung các khí ở 255oC như sau:

Khí SO2 O2 N2

Cp (kcal /kg.độ) 0,1755 0,2342 0,2514

CP (kJ/kg.độ) 0,735 0,981 1,053

m (kg/h) 5381,638 4423,845 26740,087 (bảng X) [ 1 - 192] Q = (5381,638.0,735+4423,845.0,981+26740,087.1,053).tR

= 36452,607.tR (kJ/h) 2.3. Nhiệt tổn thất: Lấy 0,5% nhiệt vào: Qtt = 0,5.26063137,73 = 130315,689 (kJ/h) 3. Xét cân bằng nhiệt : QV = QR 26063137,73 = 16658278,910 + 36452,607.tR + 130315,689 (kJ/h) → tR = 254,4oC Nhiệt do khí nguyên liệu mang ra: Q = 9295414,785 (kJ/h)

XVI. Xét cân bằng nhiệt thiết bị trao đổi nhiệt ngoài

85

Page 86: sản xuất axit sunfulric

Trêng §¹i Häc B¸ch Khoa Hµ Néi §å ¸n tèt nghiÖp

Thiết bị này trao đổi nhiệt giữa khí nguyên liệu ra từ máy nén (Sau tháp sấy) với khí sản phẩm ra khỏi lớp tiếp xúc IV.1. Phần khí nguyên liệu đi ngoài ống.

Ta có thể coi không có nhiệt tổn thất khi hỗn hợp khí ra tháp sấy qua tháp tách giọt, qua máy nén, rồi vào trao đổi nhiệt 1.1.1. Nhiệt do khí nguyên liệu vào trao đổi nhiệt.

Q = 1402384,207 (kJ/h) (bảng 21)1.2. Nhiệt do khí nguyên liệu mang ra.

Khí nguyên liệu ra khỏi trao đổi nhiệt có nhiệt độ 240oC. Ta có nhiệt dung các khí ở 240oC như sau:

Khí SO2 O2 N2

Cp (kcal /kg.độ) 0,1740 0,2330 0,2507

CP (kJ/kg.độ) 0,728 0,976 1,050

m (kg/h) 5381,638 4423,845 26740,087 (bảng X) [ 1 - 192] Q = (5381,638.0,728+4423,845.0,976+26740,087.1,05).240

= 8715023,168 (kJ/h) 2. Phần khí sản phẩm đi trong ống.2.1. Nhiệt vào.

Là lượng nhiệt do khí sản phẩm mang từ lớp tiếp xúc IV mang vào . Q = 16749802,610 (kJ/h)

2.1. Nhiệt ra.Giả thiết nhiệt độ khí sản phẩm ra có nhiệt độ 248oC.

Ta có nhiệt dung của các khí ở 248oC

Khí SO2 SO3 O2 N2

Cp (kcal /kg. độ) 0,1748 0,1974 0,2336 0,2510

CP (kJ/kg. độ) 0,732 0,826 0,978 1,051

m (kg/h) 107,634 6659,776 3038,073 26740,087

Q= (107,634.0,732+6659,776.0,826+3038,073.0,978+26740,087.1,051).tR

= 36654,43.tR 3. Nhiệt tổn thất.

Lấy nhiệt tổn thất bằng 2% tổng nhiệt vào.QV = 1402384,207 + 16749802,610 = 18152186,817 (kJ/h)

Qtt = 0,02.18152186,817 = 363043,736 (kJ/h)

86

Page 87: sản xuất axit sunfulric

Trêng §¹i Häc B¸ch Khoa Hµ Néi §å ¸n tèt nghiÖp

4. Xét cân bằng nhiệt.QV = QR

36654,43.tR + 8715023,168 + 363043,736 = 18152186,817 36654,43.tR = 9074119,906 tR = 247,6oC 5. Tổng nhiệt ra: QR = 8715023,168+363043,736+9090298,64 = 18168365,540 (kJ/h)

Sai số:

XVII. Cân bằng nhiệt thiết bị làm nguội khí sản phẩm1- Khí sản phẩm.1.1. Nhiệt vào.

Q= 9090298,640 (kJ/h)1.2. Nhiệt ra.

Ta khống chế nhiệt độ khí vào tháp hấp thụ: t = 80oC.Vậy ta có nhiệt dung các khí ở 80oC

Khí SO2 SO3 O2 N2

Cp (kcal /kg.độ) 0,1554 0,1650 0,2221 0,2467

CP ( kJ/kg. độ) 0,650 0,691 0,930 1,033

m (kg/h) 107,634 6659,776 3038,073 26740,087

QR = (107,634.0,650+6659,776.0,691+3038,073.0,930+26740,087.1,033).80 = 2809582,806 1.3. Nhiệt tổn thất : lấy 2% nhiệt vào: Qtt = 0,02.9090298,640 = 181805,973 (kJ/h) 1.4. Nhiệt cần trao đổi với không khí.

QTD = 9090298,640 – 2809582,806 – 181805,973 = 6098909,861 (kJ/h) 2. Xét phần không khí.

XVII.Tháp hấp thụ ôlêum.A.Điều kiện làm việc.

Nhiệt độ hỗn hợp khí vào : 80oC.Nhiệt độ hỗn hợp khí ra : 60oCNhiệt độ axít vào : 40 oC.

87

Page 88: sản xuất axit sunfulric

Trêng §¹i Häc B¸ch Khoa Hµ Néi §å ¸n tèt nghiÖp

Nhiệt độ axít chảy ra : 57oC (giả thiết).Nồng độ Oleum tưới : 20% SO3 tự do.Nồng độ Oleum chảy : 21% SO3 tự do (yêu cầu).Hiệu suất hấp thụ SO3 : 40% .

Nhiệt tổn thất : 2% nhiệt vàoB. Cân bằng chất. 1. Lượng vào.1.1. Lượng hỗn hợp khí vào. mSO = 6659,776 (kg/h) mSO = 107,634 (kg/h) mO = 3038,073 (kg/h) mN = 26740,087 (kg/h)

Tổng lượng hỗn hợp khí vào tháp hấp thụ Oleum:m V = 36545,570 (kg/h)

1.2. Axit tưới vào tháp.Ta có:

Lượng SO3 trong oleum 20%: 0,853 (kg SO3/kg Oleum)Lượng SO3 trong oleum 21% = 0,855 (kg SO3/kg Oleum)Lượng SO3 hấp thụ được ở tháp hấp thụ Oleum :

mSO = 0,4. 6659,776 = 2663,910 (kg/h)Gọi x là lượng oleum tưới vào tháp ta có :

Lượng SO3 trong oleum tưới: 0,853.x (kg/h)Lượng oleum chảy ra: (x + 2663,910) (kg/h)Lượng SO3 trong oleum chảy là: 0,855. (x + 2663,910) (kg/h)

Suy ra:0,855.(x + 2663,910) = 0,853.x+2663,910 (kg/h)

Giải phương trình trên ta được:Lượng Oleum tưới: mOleum = x = 193133,475 (kg/h)

Với nồng độ dung dịch oleum 20% tự do ta có khối lượng riêng của oleum d = 1896,8 (kg/m3). (bảng III) [ 1 - 182]

Thể tích Oleum tưới vào tháp :

Vtưới = (m3/h)

2. Lượng ra.2.1. Lượng hỗn hợp khí ra.

Lượng khí SO3 còn lại:mSO = 6659,776 – 2663,910 = 3995,866 (kg/h)

88

Page 89: sản xuất axit sunfulric

Trêng §¹i Häc B¸ch Khoa Hµ Néi §å ¸n tèt nghiÖp

Các khí không thay đổi: mSO = 107,634 (kg/h) mO = 3038,073 (kg/h) mN = 26740,087 (kg/h)2.2. Lượng oleum chảy.

Lượng Oleum chảy: m = x+ 2663,910 = 193133,475 = 195797,385 (kg/h)

Lượng SO3 trong Oleum chảy: m = 0,855.195797,385 = 167406,764 (kg/h) Lượng H2O trong Oleum chảy: m = 195797,385 – 167406,764 = 28390,621 (kg/h)

Bảng 32: Cân bằng chất tháp hấp thụ Oleum

Lượng vào Lượng ra Thành phần kg/h % Thành phần kg/h % SO3 6660 2,90 SO3 3996 1,74 Hỗn hợp khí 29885 13,01 Hỗn hợp khí. 29885 13,01 Oleum tưới 193133 84,09 Oleum chảy 195797 85,25Cộng 229678 100,00 Cộng 229678 100,00

C. Cân bằng nhiệt.1. Nhiệt vào.1.1. Nhiệt do hỗn hợp khí mang vào ở 80oC.

Q = 2809582,806 (kJ/h) (bảng 28)1.2 Nhiệt do oleum tưới mang vào ở 40oC.

Ta có nhiệt dung của oleum 20% SO3 ở 50oC C = 0,3395 cal/g.độ (bảng III) [ 1- 182] hay C = 1,421 (kJ/kg.độ)

mOleum tưới = 193133,475 (kg/h) Q = 193133,475.1,421.40 = 10977706,720 (kJ/h)

1.3. Nhiệt toả ra khi hấp thụ SO3.Theo phương trình phản ứng:

SO3K + H2OL = H2SO4L + 131,105 (kJ )

Ta có số mol SO3 được hấp thụ = (kmol)

Q = 33,300.103.131,105 = 4365796,500 (kJ/h) 1.4. Tổng nhiệt vào.

89

Page 90: sản xuất axit sunfulric

Trêng §¹i Häc B¸ch Khoa Hµ Néi §å ¸n tèt nghiÖp

Q = 18153086,060 (kJ/h) 2. Nhiệt ra.2.1. Nhiệt do hỗn hợp khí mang ra ở 60oC.

Ta có nhiệt dung các khí ở 60oC

Khí (i) SO2 SO3 O2 N2

Cp (cal /g. độ) 0,1528 0,1600 0,2212 0,2466

CP (kj/kg. độ) 0,640 0,670 0,926 1,033

m (kg/h) 107,634 3995,866 3038,073 26740,087 (bảng X) [1-192]

Q =(107,634.0,640+3995,866.0,670+3038,073.0,926+26740,087.1,033).60 = 1990091,887 (kJ/h) 2.2. Nhiệt do oleum chảy mang ra. ( giả thiết ở 57oc) Ta có nhiệt dung của oleum 21% SO3 ở 57oC C = 0,3395 cal/g.độ (bảng III) [ 1- 182] hay C = 1,421 (kJ/kg.độ)

mOleum chảy = 195797,385 (kg/h) Q = 195797,385.1,421.tR = 278228,084.tR (kJ/h)

2.3. Nhiệt tổn thất.Nhiệt tổn thất lấy = 2% nhiệt vào.

Q = 0,02.18153086,03 = 363061,721 (kJ/h) 3. Xét cân bằng nhiệt. QV = QR 1990091,887 + 363061,721 + 278228,084.tR = 18153086,03 278228,084.tR = 15799932,42 tR = 56,8oC Như vậy nhiệt độ oleum chảy ra giữa tính toán và giả thiết là không khác xa nhau như vậy lấy nhiệt độ oleum chảy ra = 66oC

Bảng 33: Cân bằng nhiệt tháp hấp thụ oleum.

Nhiệt vào Nhiệt raThành phần KJ/h % Thành phần KJ/h % Hỗn hợp khí. 2809582 15,48 Hỗn hợp khí. 1990091 10,93 Ô leum tưới 10977706 60,47 Oleum. 15859000 87,07 Nhiệt hấp thụ 4365796 24,05 Tổn thất. 363061 2,00

90

Page 91: sản xuất axit sunfulric

Trêng §¹i Häc B¸ch Khoa Hµ Néi §å ¸n tèt nghiÖp

Cộng 18153086 100,0 Cộng 18212152 100,0

Sai số:

XIX. Tháp hấp thụ mônô hydrat.A. Điều kiện làm việc.

Nhiệt độ hỗn hợp khí vào : 60oC.Nhiệt độ hỗn hợp khí ra : 55oC.Nhiệt độ axít tưới : 40oC.

Nhiệt độ axit chảy : 50oCNồng độ axít tưới : 98,3% H2SO4

Nồng độ axít chảy : 98,6% H2SO4.Hiệu suất hấp thụ SO3 : 99,99%.

Nhiệt tổn thất : 2% nhiệt vàoB. Cân bằng chất.1. Lượng vào.1.1. Lượng hỗn hợp khí vào. mSO = 3995,866 (kg/h) mSO = 107,634 (kg/h) mO = 3038,073 (kg/h) mN = 26740,087 (kg/h)

Tổng lượng hỗn hợp khí vào tháp hấp thụ Oleum:m V = 33881,660 (kg/h)

1.2. Lượng a xít tưới vào tháp.Lượng SO3 hấp thụ được ở tháp mônô:

mSO = 0,999.3995,866 = 3991,870 (kg/h)Nồng độ SO3 trong a xít 98,3% : 80,24 %Nồng độ SO3 trong a xít 98,6% : 80,49%

Gọi x là lượng axít tưới (kg/h)Lượng SO3 trong axít tưới:

m = 0,8024. x (kg/h)Lượng SO3 trong axít chảy ra:

m = 0,8049.x +3991,870 (kg/h)Mặt khác lượng SO3 trong axít chảy: 0,8049.( x +3991,870) .Ta có phương trình.

0,8024.x + 3991,870 = 0,8049.(x + 3991,870) x = 311525,535 (kg/h)

Khối lượng riêng của axit tưới :

91

Page 92: sản xuất axit sunfulric

Trêng §¹i Häc B¸ch Khoa Hµ Néi §å ¸n tèt nghiÖp

d = 1,8358 (g/cm3) (bảng I) [ 1- 180] lưu lượng axit tưới:

V = (m3/h)

2. Lượng ra.2.1. Lượng hỗn hợp khí ra. Lượng khí SO3 còn lại:

mSO = 3995,866 – 3991,870 =3,996 (kg/h) Các khí không thay đổi: mSO = 107,634 (kg/h)

mO = 3038,073 (kg/h) mN = 26740,087 (kg/h) 2.2. Lượng a xít chảy ra.

m = 311525,535 + 3991,870 = 315517,405 (kg/h)

Bảng 34: Cân bằng chất tháp hấp thụ mônô hydrat.

Lượng vào Lượng raThành phần Kg/h % Thành phần Kg/h %Khí SO3 3995 1,16 Khí SO3 4 ---Khí SO2 107 0,03 Khí SO2 107 0,03Khí O2 3038 0,88 Khí O2 3038 0,88Khí N2 26740 7,74 Khí N2 26740 7,74 A xít tưới 311525 90,19 Axít chảy 315517 91,35Cộng 345405 100,00 Cộng 345406 100,0

Bảng 35: Tổng kết lượng khí sau tháp mônô

Thành phần m3/h %VKhí SO3 1,12 0,0047Khí SO2 37,45 0,1570Khí O2 2426,60 10,1714Khí N2 21392,00 89,6669Tổng 23857,17 100,0000

C. Cân bằng nhiệt tháp hấp thụ mônô.1. Nhiệt vào.1.1. Nhiệt do hỗn hợp khí mang vào.

Theo bảng 30 ta có:

92

Page 93: sản xuất axit sunfulric

Trêng §¹i Häc B¸ch Khoa Hµ Néi §å ¸n tèt nghiÖp

Q = 1990091,887 (kJ/h)1.2. Nhiệt do axít tưới mang vào ở 40oC.

Ta có: Nhiệt dung của axit 98,3% , nhiệt độ 40oC CP = 0,350 (kcal/kg.độ) (bảng II)[ 1 - 181]

Hay C = 1,465 (kJ/kg.độ)

maxtưới = 311525,535 (kg/h)

Q = 311525,535.1,465.40 = 18255396,350 (kJ/h)1.3. Nhiệt toả ra khi hấp thụ SO3.

Theo phản ứng: SO3K + H2O L= H2SO4 + 131,105 (kJ)

Lượng SO3 hấp thụ là: 3991,870 (kg/h)

Q = 131,105. .1000 = 6541926,454 (kJ/h)

1.4. Tổng lượng nhiệt vào.QV = 26787414,69 (kJ/h)

2. Nhiệt ra.2.1. Nhiệt do các khí mang ra.

Khí ra khỏi tháp hấp thụ Mono có nhiệt độ =55oC.Ta có CP các khí ở 55oC.

Khí (i) SO2 SO3 O2 N2

Cp (kcal /kg.độ) 0,1521 0,1587 0,2210 0,2465

CP (kJ/kg.độ) 0,637 0,664 0,925 1,032

m (kg/h) 107,634 0,4 3038,073 26740,087 (bảng X) [ 1- 192]

Q = (107,634.0,637+0,4.0,664+3038,073.0,925+26740,087.1,032).55 = 1676114,867 (kJ/h)2.2. Nhiệt do axít chảy mang ra. Giả thiết nhiệt độ axít chảy ra là 53oC. Nhiệt dung của axit 98,6% , nhiệt độ 53oC CP = 0,351 (kcal/kg. độ) (bảng II) [ 1 - 181]

Hay C = 1,470 (kJ/kg.độ)

max chảy = 315517,405 (kg/h)

Q = 315517,405.1,470.tR = 463810,585.tR 2.3. Nhiệt tổn thất:

93

Page 94: sản xuất axit sunfulric

Trêng §¹i Häc B¸ch Khoa Hµ Néi §å ¸n tèt nghiÖp

Lấy 2% nhiệt vào Q = 0,02.26787414,690 = 535748,294 (kJ/h)3. Xét cân bằng nhiệt . QV = QR 463810,585.tR + 535748,294 + 1676114,867 = 26787414,690 463810,585.tR = 24575551,530 tR = 53

o

C

Bảng 36: Cân bằng nhiệt tháp hấp thụ Mono hydrat

Nhiệt vào Nhiệt raThành phần kJ/h % Thành phần kJ/h %

Hỗn hợp khí 1990091 7,43 Hỗn hợp khí 1676114 6,25 Axít tưới 18255396 68,15 A xít chảy 24581961 91,75 Nhiệt hấp thụ 6541926 24,42 Tổn thất 535748 2,00Cộng 26787413 100,00 Cộng 26793823 100,0

Sai số:

94

Page 95: sản xuất axit sunfulric

Trêng §¹i Häc B¸ch Khoa Hµ Néi §å ¸n tèt nghiÖp

PHẦN IV TÍNH TOÁN THIẾT BỊI. Lò đốt quặng lớp sôi.1. Chọn các thông số, chỉ tiêu kỹ thuật ban đầu.

Cường độ đốt quặng:Theo lưới phân phối : ks = 8000 (kg/m2 .24h)Theo thể tích lò đốt : kv =1500 (kg/m3 .24h).

Kích thước hạt quặng chọn: 2. Tính các chi tiết cơ bản của lò đốt quặng lớp sôi.2.1. Lượng quặng đốt trong 1 ngày.

Theo phần tính cân bằng vật chất lò lớp sôi, ta có lượng quặng cần đốt trong 1 giờ là: m = 6871,435 (kg/h).

Suy ra, lượng quặng đốt trong 1 ngày là:mq = 6871,435.24 = 164914,440 (kg/ngày đêm)

2.2.Tính diện tích lưới phân phối khí.(F)

(m2)

Diện tích ghi trong buồng cấp liệu: Fdl thường bằng 10% tổng diện tích ghi gió F1 = 0,1.20,614 = 2,061 (m2) Diện tích ghi chính: F2 = 20,614 – 2,061 = 18,553 (m2) 2.3. Đường kính phần trụ dưới lò:

95

Page 96: sản xuất axit sunfulric

Trêng §¹i Häc B¸ch Khoa Hµ Néi §å ¸n tèt nghiÖp

D = = = 4,86 (m)

2.3. Lượng gió cung cấp lần thứ nhất.Tổng lượng gió : Phần cân bằng chất lò lớp sôi đã tính.

VGió = 14234,226 (m3/h) hay VGió = 3,954 (m3/s) Lượng gió cung cấp lần thứ nhất bằng 80% tổng lượng gió:

V1 = 0,8.3,954 = 3,163 (m3/s). Lượng gió của ghi cấp liệu: v đ.lỗ = 0,2.V1 = 0,2.3,163 = 0,633 (m3/s) 2.4. Tổng diện tích tiết diện các ống gió: Tốc độ cho phép của không khí trong các ống gió : 12,5 (m/s)

Σ Fo.ghi = = 0,0506 (m2)

2.5. Số lượng ống của ghi gió: Đối với ghi gió ta lấy các ống bằng thép có đường kính 70mm. Tiết diện của ống là:

F ô.ghi = П. = П. = 38,484 (cm2)

= 38,484.10-4 (m2) Từ đó ta có số ống :

n = = 13,15 (ống)

Ta chọn n = 14 ống 2.6 . Bề rộng của buồng nạp quặng: Lấy khoảng cách giữa các ống bằng một thân ống = 0,07 (m) = 70 (mm). 2 ống sát thành, cách thành 35 (mm) .

Bề rộng buồng nạp quặng:b= 2.n.D = 2.14.0,07 = 1,96 (m)

Chiều dài buồng nạp quặng :

L= = = 1,052 (m)

2.7.Số lỗ trên ống ghi : Ta lấy đường kính lỗ d = 10(mm) Tốc độ gió cho phép trong lỗ : 8(m/s)

n = (lỗ)

Trong đó:L : Chiều dài buồng nạp quặng.

96

Page 97: sản xuất axit sunfulric

Trêng §¹i Häc B¸ch Khoa Hµ Néi §å ¸n tèt nghiÖp

n : Số lỗ trên 1 ống ghi. Các lố được bố trí thành 2 dãy , mỗi dãy 36 lỗ . thừa nhận mép lố ngoài cùng Cách tường 2mm. khi đó tổng khoảng cách giữa các lỗ là: L – (n-1).10 – 2.2 = 1052 – 10.35 – 4 = 698 (mm). khoảng cách giữa các lỗ :

= 19,94 (mm) .

Như vậy ta có bước lỗ : 19,94 + 10 = 29,94 (mm).2.8. Lượng gió dưới ghi chính: v = V1 – v đ.lỗ = 3,163 – 0,633 = 2,53 (m3/s) . 2.9. Mũ gió.

Vận tốc gió trên lỗ mũ gió: lỗ m.gió= 8 (m/s) Trên mỗi mũ gió khoan 8 lỗ với dlỗ= 7 [mm] = 0,007 [m]

flỗ = 522

lo 1086,34

)007,0(14,34d

(m2)

Số mũ gió:

n mũ gió= = = 1024 ( mũ gió)]

Vì diện tích của ghi không đục lỗ bằng 18,553 m2 , do vậy mỗi m2 có

= 55,2 mũ ( làm tròn thành 56 mũ)

Toàn bộ ghi có : 18,553. 56 = 1039 (mũ) Tốc độ trong lỗ gió của các mũ :

= = 7,89 (m/s)

Tốc độ này là phù hợp Cách bố trí mũ gió theo hình lục giác tâm có một mũ . Với số mũ là 1038 ta bố trí thành 18 hình 6 cạnh : Như vậy tổng số mũ trên hình 6 cạnh là: 3.18.(18-1) + 1 = 919 mũ Còn lại các mũ ta bố trí trong các hình viên phân: Chọn số mũ ở dãy thứ nhất trong hình viên phân là 13, dãy thứ hai là 7Ta có tổng số mũ : 919 + 6.(13+7) = 1039 (mũ) 2.10. Tính phần trụ trên của lò.

Lấy diện tích phần trụ trên: FTrên = 1,5.FDưới

FTr = 1,5.18,553 = 27,829 (m2)

Dtrên = = = 5,953 (m)

2.11. Tính thể tích , chiều cao lò lớp sôi .

97

Page 98: sản xuất axit sunfulric

Trêng §¹i Häc B¸ch Khoa Hµ Néi §å ¸n tèt nghiÖp

Cường độ đốt quặng tính theo thể tích kv = 1500 [kg/m3 .24h] Lượng quặng đem đốt: mq = 164914,440 (kg/24h)

Thể tích buồng đốt:

V = = 109,943 (m3)

Chọn chiều cao buồng nạp liệu h = 3mThể tích buồng nạp quặng :

Vnạp.quặng = 1,96.1,052.3 = 6,186 (m3)Thể tích còn lại:

V = 109,943 – 6,186 = 103,757 (m3) Chiều cao phần trụ dưới :

H = = 5,592 (m)

Phần hình côn ( nghiêng với góc = 300):Ta có chiều cao phần hình côn (H2).

H2 = = = 0,947 (m)

Thể tích phần hình côn.

V =

(m3)Tính thể tích phần chỏm cầu nóc lò.(H4)

Lấy H4 = 0,14. Dtrên = 0,14 . 5.953 = 0,833 (m)Thể tích chỏm cầu.

Vch.cầu = = 11,895 (m3)

Phần trên:

VTrụ = v0

.

273t

1.

Trong đó: Vo : Là thể tích khí ra ở điều kiện tiêu chuẩn, theo bảng 1:

Vo = 13868.472 (m3/h) = 3,852 (m3/s)t : Nhiệt độ khí lò ra = 8200c . : Thời gian lưu của khí trong lò.

= = 6,945 (s)

vtrên =3,852.(1+ ).6,945 = 107,106 (m3)

Như vậy thể tích phần trụ trên: V = 107,106 - 27,47 – 11,895 = 67,741 (m3)

98

Page 99: sản xuất axit sunfulric

Trêng §¹i Häc B¸ch Khoa Hµ Néi §å ¸n tèt nghiÖp

Chiều cao phần trụ trên (H4):

H3 = = 2,434 (m).

Tổng thể tích lò đốt : Vlò =107,106 + 109,943 = 217,049 (m3)

Tổng chiều cao lò đốt :Hlò=5,592 + 0,833+0,947 + 2,434 = 9,806 (m)

Tính đường kính ống dẫn khí .Ta có:

Fống =v

Với: V = Vo .(1+ ) = 3,852(1 + ) = 15,442 (m3/s)

Chọn tốc độ khí đi trong ống = 14 (m/s)

Fống = = 1,102 (m2)

Đường kính ống :

Dống = = 1,185 (m)

II- Nồi hơi nhiệt thừa.1. Chọn các thông số ban đầu.

Để đảm bảo bề mặt truyền nhiệt tốt và an toàn cho nồi hơi ta dùng nước mềm cấp vào nồi hơi. Dùng nồi hơi kiểu ống nước đặt bên trong lò đốt .

Các thông số ban đầu:- Nhiệt độ nước mềm cấp cho nồi hơi : 25oC- Nhiệt độ hơi ra nồi hơi : 220oC- Nhiệt độ khí ra khỏi nồi hơi : 400oC- Hiệu suất nồi hơi : 95%- Áp suất hơi nước : 23,66 at- Nhiệt rút bộ phận nồi hơi : 11123116,832 (kJ/h)- Nhiệt rút từ lò lớp sôi : 12780383,770 (kJ/h)

Tổng lượng nhiệt đem sản xuất hơi nước : Q = 11123116,832 + 12780383,770

= 23903500,602 (kJ/h)2. Lượng hơi hước sản xuất được.

Từ công thức:Q = m.(C2 t2 - C1 t1 + qhh)

hh1122

lt qt.Ct.CQ

m

99

Page 100: sản xuất axit sunfulric

Trêng §¹i Häc B¸ch Khoa Hµ Néi §å ¸n tèt nghiÖp

Trong đó:m: Lượng hơi nước sản xuất được theo lý thuyết.Q: Lượng nhiệt cần để sản xuất hơi nước.t1: Nhiệt độ nước mềm cấp cho nồi hơi.t2: Nhiệt độ hơi nước.C1,C2: Nhiệt dung riêng của nước ở nhiệt độ t1 và t2. C1 = 0,996 (kcal/kg. độ) (bảng I.149) [2 - 168] Hay C1 = 4,170 (kJ/kg. độ); C2 = 4,518 (kJ/kg. độ)qhh: nhiệt hoá hơi của nước ở 220oC.qhh = 1860 ( kJ/kg)

Thay các số liệu vào công thức trên ta có lượng hơi nước lý thuyết sản xuất được:

mLT = = 8950,912 (kg/h)

Lượng hơi nước thực tế sản xuất được là:mtt = .mlt = 8950,912.0,95 = 8503,367 (kg/h)

Lượng nhiệt cần đun nóng nước từ 25oC đến 220oC (Qđun).Qđun = 8503,367.(4,518.220 – 4,170.25)

= 7565530,654 (kJ/h)Lượng nhiệt cần để hoá hơi nước ở 220oC (Qhh).

Qhh = 8503,367.1860 = 15816262,620 (kJ/h)3. Xác định bề mặt truyền nhiệt cần thiết .

Bề mặt F1 để đun nóng nước từ 25oC lên 220oC được đặt toàn bộ trong nồi hơi.

Gọi F2 là bề mặt cần thiết để hoá hơi hoàn toàn lượng H2O ở 220oC, bề mặt 2 gồm hai phần, F21 được đặt trong lò đốt, F22 được đặt trong nồi hơi.

Theo công thức tịnh bề mặt truyền nhiệt:

t.kQ

FD

Trong đó:F: Diện tính bề mặt tiếp xúc.Q: Nhiệt lượng truyền qua F.K: Hệ số truyền nhiệt Dt: Độ chênh nhiệt độ giữa hai bề mặt tiếp xúc.

3.1. Tính bề mặt F1.

100

830oC

220oC25oC

400oC

Page 101: sản xuất axit sunfulric

Trêng §¹i Häc B¸ch Khoa Hµ Néi §å ¸n tèt nghiÖp

Ta có:Dtmax = 830 – 220 = 610oC

Dtmin = 400 – 25 = 375oCTa thấy rằng:

= = 1,63

= 492,5 (oC)

Vì F1 đặt trong nồi hơi nên ta có: k1 = 167,48 (kJ/m2.h.oC)Thay số vào công thức trên ta có:

F1 = = 91,72 (m2)

3.2. Tính bề mặt F22.Lượng nhiệt trong nồi hơi dùng để bốc hơi nước:

Q = 11123116,832 – 7565530,654 = 3557586,18 (kJ/h)

Ta có:Dt1 = 820 – 220 = 600oC

Dt2 = 400 – 220 = 180oCTa thấy rằng:

>2

Nên: = 350 (oC)

Ta có: k1 = 167,48 Thay số vào công thức trên ta có:

F22 = = 60,7 (m2)

101

820oC

220oC 220oC

400oC

Page 102: sản xuất axit sunfulric

Trêng §¹i Häc B¸ch Khoa Hµ Néi §å ¸n tèt nghiÖp

3.3. Tính bề mặt F21. Ta có Dt21 = 610oC.

Bề mặt F21 đặt trong lò đốt nên:K21 = 1000 (kJ/m2.h.độ)

Thay số vào công thức trên ta có:

F = = 20,1 (m2)

4.Tổng bề mặt truyền nhiệt trong nồi hơi:FTr.nh = F1 + F22 = 60,7 + 91,72 = 152,42 (m2)

Căn cứ vào bề mặt truyền nhiệt FTr.nh ta chọn loại nồi hơi sau:

III. Tháp sấy.1. Điều kiện làm việc.- Nồng độ axít tưới: 95% H2SO4

- Nồng độ axít chẩy: 94% H2SO4

- Tốc độ qua cửa khí đi trong tháp: w = 0,8 (m/s)2. Tính diện tích đệm.

Theo sách giáo trình axít ta thấy diện tích đệm được tính theo công thức:

p.kQ

F§ D (1- 137)

Trong đó:F: Bề mặt tiếp xúc pha (bề mặt đệm m2)Q: Lượng hơi nước hấp thụ được k: Hệ số hấp thụ.k = ko.wm

ko: Hằng số phụ thuộc nồng độ axít.Khi axít sấy 95% ta có k0 = 3,8.10-2 khi áp suất tính bằng mmHg m = 0,8 khi chế độ dòng chẩy của khí là chẩy xoáy:

1'K

'1K

1'K

'1K

PPPP

ln

PPPPPΔ

(mmHg)

Trong đó:Pk: Áp suất riêng phần của hơi nước trước khi sấy.P’k: Áp suất riêng phần của hơi nước sau khi sấy.P1: Áp suất bão hoà của hơi nước trên dung dich axít Sunfuric 95%.P’1: Áp suất bão hoà của hơi nước trong dung dich axít

102

Page 103: sản xuất axit sunfulric

Trêng §¹i Häc B¸ch Khoa Hµ Néi §å ¸n tèt nghiÖp

Sunfuric 94%.P1 = 0,0015 (mmHg) ở ttb = 40 oCP’1 = 0,0066 (mmHg) ở ttb = 40oC Áp suất âm trước tháp sấy: 360 mm H2O Áp suất âm sau tháp sấy : 410 Ta lấy trung bình áp suất âm trong tháp sấy là:

= 385

Hay 28,325 mmHg Pchung = 760 - 28,325 = 731,675

PK = = 25,101 (mmHg)

P’k = = 0,073 (mmHg)

∆P = = 4,27 (mmHg)

Lượng nước hấp thụ được: Q = 747,647 (kg/h)

Diện tích đệm:

F = = 5508,243 (m2)

Lấy hệ số dư là 1,2.FĐ = 5508,243.1,2 = 6609,892 (m2)

3. Tính tiết diện tháp.Ta có:

Ftháp = (m2)

Với:Vo = 27197tv = 29oC, tr = 40oC → ttb = 34,5oC W = 0,8 (m/sec)

103

(25,101) Pk

(0,0066)P’1 (0,0015) P1

(0,073) P’k

Page 104: sản xuất axit sunfulric

Trêng §¹i Häc B¸ch Khoa Hµ Néi §å ¸n tèt nghiÖp

FTháp = = 10,637 (m2)

Dtháp = = 3,680 (m)

4. Xếp đệm.Chọn sử dụng 5 loại đệm và cách xếp đệm như sau:

Xếp ba hàng loại đệm n 150x150x15 có 1 = 40 (m2/m3) h1 = 0,45 (m);

f1 = h1. Fth. 1 = 0,45.10,637.40 = 191,466 (m2) Xếp ba hàng loại đệm n 120x120x12 có 2 = 50 (m2/m3)

h2 = 0,36 (m); f2 = h2. Fth. 2 = 0,36.10,637.50 = 191,466 (m2)

Xếp ba hàng loại đệm n 100x100x10 có 3 = 60 (m2/m3) h3 = 0,30 (m); f3 = h3. Fth. 3 = 0,30.10,637.60 = 191,466 (m2)

Xếp ba hàng loại đệm n 80x80x6 có 4 = 80 (m2/m3) h4 = 0,24 (m); f4 = h4. Fth. 4 = 0,24.10,637.80 = 204,230 (m2)

Còn lại để loại đệm n 50x50x5 có 5 = 110 (m2/m3) f5 = 6609,892 – 3.191,466- 204,230 = 5831,264 (m2)

h5 = (m)

5. Chiều cao tháp.- Chiều cao đệm H = 4,984 + 0,24 + 0,30 + 0,36 + 0,45 = 6,334 (m)- Lấy chiều cao từ đáy đến giá đỡ đệm: 2,0 (m)- Chiều cao khoảng trống trên đỉnh: 3,0 (m)

Chiều cao tháp:Hth = 6,334 + 2,0+ 3,0 = 11,334 (m)

Kích thước tháp: th = 3800x12000 (mmxmm)

6.Vận tốc khí trong tháp:

Trong đó : Vt : là lưu lượng khí qua tháp ở điều kiện làm việc

104

Page 105: sản xuất axit sunfulric

Trêng §¹i Häc B¸ch Khoa Hµ Néi §å ¸n tèt nghiÖp

Vt =

Với : Vo = 27197 m3/h

Po = 760 mmHg To = 273 oK

T=

( m3/h )

Tính tốc độ khí :

(m/s)

7.Trở lực của tháp đệm :

7.1 Trở lực khô:

3

2 ..

8td

kdkd

V

HPk

D

Trong đó: Hđ = 6,334 m là chiều cao đệm K = 0,78 m /s là tốc độ khí trong tháp Vtd = 0,79 m3/ m3 là thể tích tự do của đệm 50.50.5

(kg/m3)

: là hệ số ma sát, phụ thuộc vào chuẩn số Reynol của khí:

Re =

mK: là độ nhớt động lực của hỗn hợp khí, được tính :

Trong đó: là nồng độ phần thể tích của các thành phần khí

là khối lượng phân tử của các cấu tử là nhiệt độ tới hạn của các cấu tử

là độ nhớt động lực của các cấu tử

Ta có:

105

Page 106: sản xuất axit sunfulric

Trêng §¹i Häc B¸ch Khoa Hµ Néi §å ¸n tèt nghiÖp

Ở nhiệt độ trung bình của khí là (29 + 40) /2 = 34,5oC ta có:

mH2Ohơi = 1,05. 10 - 5 Ns/m2 m SO2 = 1,48 x 10- 5 Ns/m2

mO2 = 2,27 x 10- 5 Ns/m2 mN2 = 1,95 x 10- 5 Ns/m2 CSO2 = 7 % CO2 = 11,4 % CN2 = 78,4 %

CH2O = 3,2%

= 1,88.10-5 N/m2

Vậy :

Re = = 2043,89

Vì Re > 40 nên xác định theo công thức sau:

Vậy trở lực của đệm khô là

DRk = = 380 ( N/m2)

(Ở đây ta tính cho loại đệm 50.50.5 có trở lực lớn nhất trong các loại đệm xếp trong tháp)

7.2. Trở lực ướt:

DRư = K. DRk Trong đó K là hệ số có kể đến tăng trở lực do tưới a xít được xác định như sau :

3)1(

1

AK

106

Page 107: sản xuất axit sunfulric

Trêng §¹i Häc B¸ch Khoa Hµ Néi §å ¸n tèt nghiÖp

Trong đó :

Với : 3,0Re

745,1

xb

Re =

Trong đó: GX là lưu lượng axit tưới:

Gx = (kg/m2.h)

mX = 12.10 -3 Ns/m2 là độ nhớt động lực của a xít 95% H2SO4

Re =

b =

Vậy ta có :

Vậy:

K = = 1,204

Ta có : trở lực ướt là :DPư = 1,204.380 = 457,51 ( N/ m2) Hay ∆P = 47,3 mmH2O

III. Tháp tiếp xúc. 1. Xây dựng đường cân bằng và đường nhiệt độ thích hợp:

Xây dựng quan hệ:xcb = f(t) hoặc t = F(xb)

Theo công thức :

(1)

(3 – 22) [ 1 - 97]Mặt khác, theo công thức thực nghiệm (3-20) [ 1 - 96]:

A=

107

Page 108: sản xuất axit sunfulric

Trêng §¹i Häc B¸ch Khoa Hµ Néi §å ¸n tèt nghiÖp

(2)

Kết hợp (1) và (2) ta có quan hệ tcb = F(Xcb) sau:

(3)

Trong đó:xcb: Hiệu suất chuyển hoá cân bằng.tcb: Nhiệt độ ứng với mức chuyển hoá cân bằng.a: Nồng độ SO2 trong khí. a = 7%.b: Nồng độ O2 trong khí. b = 11,8%.P: áp suất làm việc. P = 1 [at].

Theo phương trình (3-33) [ 1 - 112]:

(4)

Ứng với mỗi nhiệt độ sẽ thu được một hiệu suất chuyển hóa cân bằng.Tính theo công thức (3) ta thu được bảng kết quả sau:

toC ToK Kp xcb thu được400 673 440,1 0,993425 695 258,7 0,987450 723 137,9 0,976475 748 81,8 0,960500 773 50,2 0,937525 798 31,7 0,904550 823 20,7 0,862575 848 13,8 0,807600 873 9,4 0,743625 898 6,6 0,672

Nhiệt độ thích hợp ứng với mỗi mức chuyển hóa cân bằng xác định theo công thức (4).Ta có bảng sau:

xcb Tcb Tth

0,993 673 6440,987 695 667

108

Page 109: sản xuất axit sunfulric

Trêng §¹i Häc B¸ch Khoa Hµ Néi §å ¸n tèt nghiÖp

0,976 723 6930,960 748 7160,937 773 7390,904 798 7620,862 823 7840,807 848 8070,743 873 8300,672 898 852

Từ bảng số liệu trên ta xây dựng đồ thị t – x :

2.Tính thời gian tiếp xúc, lượng chất xúc tác:2.1 Thời gian tiếp xúc:Vận tốc quá trình oxy hóa SO2 thành SO3 trên xúc tác vanadi ở lớp tĩnh

được biểu thị bởi phương trình:

109

Page 110: sản xuất axit sunfulric

Trêng §¹i Häc B¸ch Khoa Hµ Néi §å ¸n tèt nghiÖp

Trong đó:τ: thời gian tiếp xúc,s.k: hằng số vận tốc phản ứng, s-1.at-1.a,b: nồng độ ban đầu của SO2, O2 trong hỗn hợp khí

Đặt thì phương trình trên trở thành:

2.2 Lượng chất xúc tác cần thiết:Lượng chất xúc tác phụ thuộc vào thời gian tiếp xúc theo công thức:

ν: thể tích xúc tác,m3.C: hệ số dự trữ.V: thể tích khí, m3/s.τ: thời gian tiếp xúc,s.Thời gian tiếp xúc tính theo công thức:

Để đơn giản trong tính toán mỗi lớp xúc tác chia ra nhiều lớp. Đối với mỗi

đoạn coi

trong đó Δτ: thời gian tiếp xúc trên phân đoạn, s.Δx = xcuối – xđầu

Do đó ta có:

(9)

Tổng thời gian tiếp xúc: τ = ΣΔτ3.Tính toán cho từng lớp xúc tác :3.1 Thời gian tiếp xúc và lượng chất xúc tác lớp thứ nhất:Chia lớp thứ nhất ra làm 8 đoạn. Mức chuyển hóa mỗi đoạn lấy như

110

Page 111: sản xuất axit sunfulric

Trêng §¹i Häc B¸ch Khoa Hµ Néi §å ¸n tèt nghiÖp

sau: 0,1; 0,2; 0,3; 0,4; 0,5; 0,6; 0,7; 0,725.+) Đối với đoạn 1: a = 0,07; b = 0,118; x = 0,1; Δx = 0,15; λ = 199;

tr = 440 + 199.0,1 = 459,9oC. Ở nhiệt độ ra tr = 459,9oC ta có: k = 1,19 (bảng 3-10) [ 1 - 107] Kp = 111,63.

+) Đối với đoạn 2: a = 0,07; b = 0,11,8; x = 0,2; Δx = 0,1; λ = 199;

tr = 459,9 + 199.0,1 = 479,8oC.Ở nhiệt độ ra tr = 479,8oC ta có: k = 1,53 Kp = 74,13. β = 0,112 Δτ = 0,049s.

+) Đối với đoạn 3: x = 0,3; Δx = 0,10

tv = 479,8oC tr = 499,7oC.Ở nhiệt độ ra tr = 499,7oC ta có: k = 1,97 Kp = 50,47. β = 0,109 Δτ = 0,044s.

+) Đối với đoạn 4: x = 0,4; Δx = 0,10

tr = 519,6oC.Ở nhiệt độ ra tr = 519,6oC ta có: k = 2,50 Kp = 34,96. β = 0,105 Δτ = 0,041s.

+) Đối với đoạn 5: x = 0,5; Δx = 0,1

tr = 539,5oC.Ở nhiệt độ ra tr = 539,5oC ta có: k = 2,79

111

Page 112: sản xuất axit sunfulric

Trêng §¹i Häc B¸ch Khoa Hµ Néi §å ¸n tèt nghiÖp

Kp = 24,66. β = 0,102 Δτ = 0,045s.

+) Đối với đoạn 6: x = 0,6; Δx = 0,1

tr = 559.4oC.Ở nhiệt độ ra tr = 559,4oC ta có: k = 2,79 Kp = 17,69. β = 0,099 Δτ = 0,06s.

+) Đối với đoạn 7: x = 0,7; Δx = 0,1

tr = 579,3oC.Ở nhiệt độ ra tr = 579,3oC ta có: k = 2,79 Kp = 12,89. β = 0,096 Δτ = 0,114s.

+) Đối với đoạn 8: x = 0,725; Δx = 0,025

tr = 579,8oC.Ở nhiệt độ ra tr = 579,8oC ta có: k = 2,79 Kp = 11,93. β = 0,095 Δτ = 0,042s.

Tổng thời gian tiếp xúc ở lớp thứ nhất: Δτ1 = 0,056+0,049+0,044+0,041+0,045+0,060+0,114+0,042 = 0,451 ( s ) Lượng chất xúc tác dùng trong lớp thứ nhất:

ν1 = 4.0,451.27197. = 13,629 m3

3.2 Thời gian tiếp xúc lớp thứ hai:Chia lớp thứ hai ra làm 8 đoạn. Mức chuyển hóa mỗi đoạn lấy như sau: .

+) Đối với đoạn 1: x = 0,75; Δx = 0,025

tr = 467,975oC.Ở nhiệt độ ra tr = 467,975oC ta có: k = 1,340

112

Page 113: sản xuất axit sunfulric

Trêng §¹i Häc B¸ch Khoa Hµ Néi §å ¸n tèt nghiÖp

Kp = 94,37. β = 0,094 Δτ = 0,048s.

+) Đối với đoạn 2: x = 0,775; Δx = 0,025

tr = 472,95oC.Ở nhiệt độ ra tr = 472,95oC ta có: k = 1,420 Kp = 85,20. β = 0,093 Δτ = 0,050s.

+) Đối với đoạn 3: x = 0,8; Δx = 0,025

tr = 477,925oC.Ở nhiệt độ ra tr = 477,925oC ta có: k = 1,50 Kp = 77,11. β = 0,093 Δτ = 0,055s.

+) Đối với đoạn 4: x = 0,825; Δx = 0,025

tr = 482,9oC.Ở nhiệt độ ra tr = 482,9oC ta có: k = 1,58 Kp = 69,84. β = 0,092 Δτ = 0,061s.

+) Đối với đoạn 5: x = 0,850; Δx = 0,025

tr = 487,87oC.Ở nhiệt độ ra tr = 487,87oC ta có: k = 1,68 Kp = 63,34. β = 0,091 Δτ = 0,069s.

+) Đối với đoạn 6 x = 0,875; Δx = 0,025

tr = 492,85oC.Ở nhiệt độ ra tr = 492,85oC ta có: k = 1,80 Kp = 57,52. β = 0,09 Δτ = 0,085s.

+) Đối với đoạn 7:

113

Page 114: sản xuất axit sunfulric

Trêng §¹i Häc B¸ch Khoa Hµ Néi §å ¸n tèt nghiÖp

x = 0,90; Δx = 0,025 tr = 497,825oC.Ở nhiệt độ ra tr = 497,825oC ta có: k = 1,90 Kp = 52,15. β = 0,089 Δτ = 0,127s.

+) Đối với đoạn 8: x = 0,918; Δx = 0,018

tr = 501,4oC.Ở nhiệt độ ra tr = 501,4oC ta có: k = 2,00 Kp = 48,71. β = 0,089 Δτ = 0,175s.

Tổng thời gian tiếp xúc ở lớp thứ hai: Δτ2 = 0,048+0,05+0,055+0,061+0,069+0,085+0,127+0,175 = 0,67(s)Lượng chất xúc tác dùng trong lớp thứ hai:

ν2 = 2.0,67. 25625. = 9,538 m3

3.3Thời gian tiếp xúc lớp thứ ba:Chia lớp thứ ba ra làm 5 đoạn. Mức chuyển hóa mỗi đoạn lấy như sau:

+) Đối với đoạn 1: x = 0,930; Δx = 0,012

tr = 440,4oC.Ở nhiệt độ ra tr = 440,4oC ta có: k = 0,902 Kp = 170,15. β = 0,088 Δτ = 0,132s.

+) Đối với đoạn 2: x = 0,940; Δx = 0,01

tr = 442,4oC. Ở nhiệt độ ra tr = 442,4oC ta có: k = 0,928 Kp = 162,78. β = 0,087 Δτ = 0,130s.

+) Đối với đoạn 3:

114

Page 115: sản xuất axit sunfulric

Trêng §¹i Häc B¸ch Khoa Hµ Néi §å ¸n tèt nghiÖp

x = 0,950; Δx = 0,01 tr = 444,38oC.Ở nhiệt độ ra tr = 444,38oC ta có: k = 0,955 Kp = 155,77. β = 0,087 Δτ = 0,163s.

+) Đối với đoạn 4: x = 0,96; Δx = 0,01

tr = 446,37oC.Ở nhiệt độ ra tr = 446,37oC ta có: k = 0,981 Kp = 149,16. β = 0,087

Δτ = 0,235s+) Đối với đoạn 5: x = 0,970; Δx = 0,010

tr = 448,36oC.Ở nhiệt độ ra tr = 448,36oC ta có: k = 1,008 Kp = 142,84. β = 0,087

Δτ = 0,522sTổng thời gian tiếp xúc ở lớp thứ ba: Δτ3 = 0,132+0,130+0,163+0,235+,0522 = 1,182(s) Lượng chất xúc tác dùng trong lớp thứ ba:

ν3 = 1,3.1,182.25506,95. = 10,887(m3 )

3.4. Thời gian tiếp xúc lớp thứ tư:Chia lớp thứ tư ra làm 5 đoạn. Mức chuyển hóa mỗi đoạn lấy như sau:

+) Đối với đoạn 1: x = 0,972; Δx = 0,002

tr = 432,4oC.Ở nhiệt độ ra tr = 432,4oC ta có: k = 0,578 Kp = 203,58. β = 0,087 Δτ = 0,120s.

+) Đối với đoạn 2: x = 0,974; Δx = 0,002

tr =432.8 oC.Ở nhiệt độ ra tr = 432,8oC ta có: k = 0,595

115

Page 116: sản xuất axit sunfulric

Trêng §¹i Häc B¸ch Khoa Hµ Néi §å ¸n tèt nghiÖp

Kp = 201,74. β = 0,087 Δτ = 0,139s.

+) Đối với đoạn 3: x = 0,976; Δx = 0,002

tr = 433 + 199.0,005 = 433,2oC.Ở nhiệt độ ra tr = 433,2oC ta có: k = 0,612 Kp = 199,92. β = 0,087

Δτ = 0,331s+) Đối với đoạn 4: x = 0,978; Δx = 0,002

tr = 433,6oC.Ở nhiệt độ ra tr = 433,6oC ta có: k = 0,629 Kp = 198,12. β = 0,087

Δτ = 0,224s

+) Đối với đoạn 5: x = 0,978; Δx = 0,002

tr = 434oC.Ở nhiệt độ ra tr = 434oC ta có: k = 0,646 Kp = 196,33. β = 0,087

Δτ = 0,357sTổng thời gian tiếp xúc ở lớp thứ tư: Δτ3 = 0,12+0,139+0,331+0,224+0,357= 1,171(s)

Lượng chất xúc tác dùng trong lớp thứ tư:

ν4 = 1,35.1,171. 25457,95. = 11,179( m3)

3.5 Tổng thể tích xúc tác toàn tháp: V = 13,629+9,538+10,887+11,179 = 45,251 (m3) 4.Tính toán kích thước chủ yếu của thiết bị4.1 Đường kính của tháp:Diện tích mỗi lớp xúc tác tính theo công thức:

F: diện tích, m2

V: thể tích hỗn hợp khí, m3/s.

116

Page 117: sản xuất axit sunfulric

Trêng §¹i Häc B¸ch Khoa Hµ Néi §å ¸n tèt nghiÖp

w: vận tốc khí trong lớp, m/s.Nếu coi thể tích khí không đổi khi qua mỗi lớp và chọn w = 0,3 m/s ta có:

Đường kính trong của tháp:

4.2 Chiều cao các lớp xúc tác:

h: chiều cao, mV: thể tích lớp xúc tác, m3

F: diện tích lớp xúc tác, m2 Chiều cao lớp xúc tác thứ nhất:

h1 = = 0,574 ( m)

Chiều cao lớp xúc tác thứ hai:

h2 = = 0,402 ( m)

Chiều cao lớp xúc tác thứ ba:

h3 = = 0,459 ( m)

Chiều cao lớp xúc tác thứ tư:

h4 = = 0,471 ( m)

Tổng chiều cao các lớp xúc tác: h = 0,574 + 0,402 + 0,459 + 0,471 = 1,906 ( m)

4.3. Tính tốc độ khí :

4.3.1. Tốc độ khí qua lớp I:

PTD

PTV

D

Vt II

02

1

010

21

13600

4

3600

4

Trong đó :

VtI là thể tích khí ở điều kiện làm việc qua lớp I

PT

PTVVt I .

..

0

010

Với :

117

Page 118: sản xuất axit sunfulric

Trêng §¹i Häc B¸ch Khoa Hµ Néi §å ¸n tèt nghiÖp

Vo : thể tích khí ở điều kiện tiêu chuẩn được lấy trong bảng cân bằng chất của các lớp xúc tác (m3 /h)

Po = 1 at To = 273 oK P = 1,16 at là áp suất làm việc của máy tiếp xúc T1 : là nhiệt độ làm việc trung bình của lớp xúc tác I

Vo = 26264 m3/h

= 0,75 m / s

4.3.2. Tốc độ khí qua lớp II:

PTD

PTV

D

Vt IIII

02

1

020

21

23600

4

3600

4

= 0,71 m / s 4.3.3. Tốc độ khí qua lớp III :

PTD

PTV

D

Vt IIIIII

02

1

030

22

33600

4

3600

4

= 0,67 m/s

4.3.4. Tốc độ khí qua lớp IV:

PTD

PTV IV

02

2

0404

3600

4

= 0,66 ( m/s)

118

Page 119: sản xuất axit sunfulric

Trêng §¹i Häc B¸ch Khoa Hµ Néi §å ¸n tèt nghiÖp

4.4. Trở lực trong tháp tiếp xúc: Trở lực của các lớp xúc tác được tính như sau:DP = 9,8 . A . i

1,74. i . hi (N/m2) (3-39 ) [ 1 - 121]Trong đó:

i : tốc độ của khí trong lớp xúc tác thứ ii : khối lượng riêng của khí vào lớp xúc tác i

i = 0

0

0 TP

PT

V

m

hi: chiều cao lớp xúc tác thứ i (m)A: hệ số phụ thuộc vào dạng và kích thước hạt xúc tác, lấy kích thước

trung bình của hạt xúc tác là 6 mm thì A = 420.

4.4.1. Trở lực lớp I:1 = 0,75 m/sh1 = 0,574 m

1 = = 0,566 (kg/m3)

DP1 = 9,8 . 420 . 0,751,74 . 0,566. 0,574 = 810,607 N/m2

4.4.2. Trở lực lớp II: 2 = 0,71 m/sh2 = 0,402 m

2 = = 0,597

DR2 = 9,8 . 420 . 0,71 1,74. 0,597 . 0,402 = 544,33 N/m2

4.4.3. Trở lực lớp III: 3 = 0,67 m/sh3 = 0,459 m

3 = = 0,634

DR3 = 9,8 . 420 . 0,67 1,74 . 0,459 . 0,634 = 596,69 N/m2

4.4.4.Trở lực lớp IV:

4 = 0,66 m/sh4 = 0,471 m

4 = = 0,644

DR4 = 9,8 . 420 . 0,66 1,74. 0,644 . 0,471

119

Page 120: sản xuất axit sunfulric

Trêng §¹i Häc B¸ch Khoa Hµ Néi §å ¸n tèt nghiÖp

= 605,88 N/m2

Trở lực toàn tháp : DR = 810,607 + 544,33 + 596,69 + 605,88 = 2557,507 ( N/m2)

5. Tính và chọn thiết bị trao đổi nhiệt trong tháp :5.1 Bộ phận trao đổi nhiệt sau lớp 1:Tác dụng: Để đốt nóng khí nguyên liệu trước khi vào tháp tiếp xúc, đồng

thời làm nguội hỗn hợp khí sau lớp xúc tác thứ nhất.Cấu tạo: Là bộ phận trao đổi nhiệt ống chùm, bằng thép, đặt bên trong tháp

tiếp xúc. Khí nóng đi trong ống từ trên xuống, khí lạnh đi trong không gian giữa các ống từ dưới lên.Tính bề mặt truyền nhiệt:Tổng lượng nhiệt trao đổi : Q = 4617758,040 (kJ/h)

Nhiệt độ hỗn hợp khí nóng: 569oC 463oCNhiệt độ hỗn hợp khí lạnh: 425oC 317oC 144 146Hiệu số nhiệt độ trung bình:

∆ttb = (144+ 146) = 145oC

Hệ số truyền nhiệt: K = 40 Kcal/ m2. độ.h = 167,48 Bề mặt truyền nhiệt:

Lấy hệ số an toàn 1,2 ta có bề mặt truyền nhiệt: F = 228,182 (m2) Chọn ống truyền nhiệt : d = 75 mm h = 1500 mm Diện tích mỗi ống: s = 3,14.0,075.1,5 = 0,3532 (m2) Tổng số ống là :

N = = 646,04 (ống)

Ta bố trí các ống thành hình 6 cạnh .Số hình 6 cạnh là : 14Số ống trên đường xuyên tâm : 29.Khoảng cách giữa 2 ống là 112,5 mm( 1,5 d ống )

120

Page 121: sản xuất axit sunfulric

Trêng §¹i Häc B¸ch Khoa Hµ Néi §å ¸n tèt nghiÖp

5.2. Bộ phận trao đổi nhiệt sau lớp 2:Tính bề mặt truyền nhiệt:Tổng lượng nhiệt trao đổi : Q = 2562790,32 (kJ/h)

Nhiệt độ hỗn hợp khí nóng: 497oC 438oCNhiệt độ hỗn hợp khí lạnh: 317oC 225oC 180 213Hiệu số nhiệt độ trung bình:

∆ttb = (180+ 213) = 196,5oC

Hệ số truyền nhiệt: K = 40 Kcal/ m2. độ.h = 167,48 Bề mặt truyền nhiệt:

Lấy hệ số an toàn 1,2 ta có bề mặt truyền nhiệt: F = 93,45 (m2) Chọn ống truyền nhiệt : d = 75 mm h = 800 mm Diện tích mỗi ống: s = 3,14.0,075.0.8 = 0,1884 (m2) Tổng số ống là :

N = = 496,1

lấy n = 497 ốngTa bố trí các ống thành hình 6 cạnh .Số hình 6 cạnh là : 12Số ống trên đường xuyên tâm : 25Khoảng cách giữa hai ống là : 140 mm.

5.3. Bộ phận trao đổi nhiệt sau lớp 3:Tính bề mặt truyền nhiệt:Tổng lượng nhiệt trao đổi : Q = 689835,650 (kJ/h)

Nhiệt độ hỗn hợp khí nóng: 448oC 432oCNhiệt độ hỗn hợp khí lạnh: 255oC 240oC 193 192Hiệu số nhiệt độ trung bình:

121

Page 122: sản xuất axit sunfulric

Trêng §¹i Häc B¸ch Khoa Hµ Néi §å ¸n tèt nghiÖp

∆ttb = (193+ 192) = 192,5oC

Hệ số truyền nhiệt: K = 40 Kcal/ m2. độ.h = 167,48 Bề mặt truyền nhiệt:

Lấy hệ số an toàn 1,2 ta có bề mặt truyền nhiệt: F = 25,68 (m2) Chọn ống truyền nhiệt : d = 75 mm h = 500 mm Diện tích mỗi ống: s = 3,14.0,075.0,5 = 0,11775 (m2) Tổng số ống là :

N = = 219 ( ống )

Ta bố trí các ống thành hình 6 cạnh .Số hình 6 cạnh là : 8Số ống trên đường xuyên tâm : 176. Tổng chiều cao tháp: - Vỏ bằng thép dày 10mm - Hai lớp gạch chịu nhiệt: 114 + 114 mm - Lớp lót amiăng tấm dày 5mm - Lớp bảo ôn bằng bông thuỷ tinh dày 150 mm - Lớp vữa amiăng bột trát ngoài dày 30 mm - Khoảng trống dưới đáy tháp: 1,50 m - Khoảng trống trên đỉnh tháp: 1,50 m - Khoảng trống trên các lớp xúc tác I, II, III, IV là 1,5 m- Tổng chiều cao xúc tác kể cả lớp đá thạch anh là 3,0 m - Tổng chiều cao của các khung giá đỡ dưới các lớp xúc tác là: 0,3 m x4lớp = 1,2 m - Chiều cao khung đỡ và lớp đá trên cùng trước khi vào lớp I là: 0,6 m.- Chiều cao bộ trao đổi nhiệt 2,8.m .Vậy: Tổng chiều cao của máy tiếp xúc là: H = 1,5 + 1,5 + 1,5.4 + 3 + 1,2 + 2,8 = 16,0( m).

IV. Tháp hấp thụ ôlêum.1. Điều kiện làm việc.

- Khí vào: 80oC.

122

Page 123: sản xuất axit sunfulric

Trêng §¹i Häc B¸ch Khoa Hµ Néi §å ¸n tèt nghiÖp

- Khí ra: 60oC.- Nhiệt độ Oleum tưới: 40oC - Nhiệt độ Oleum chảy: 57oC- Nồng độ Oleum tưới : 20% SO3 tự do.- Nồng độ Oleum chảy : 21% SO3 tự do.

- Hiệu suất hấp thụ: 40%2. Tính toán.2.1. Tính diện tích đệm.

Theo công thức:

F Đ =

Trong đó:m : Lượng SO3 hấp thụ được. (kg/h)k : Hệ số hấp thụ (kg/m2.h.mmHg)k = ko.0,8

ko: Hệ số phụ thuộc nồng độ và nhiệt độ axít .Theo số liệu thực nghiệm ko = 0,026 chọn tốc độ khí : 0,5 m/sk = 0,026.0,50,8 = 0,015 (kg/m2.h.mmHg)DPtb: Động lực hấp thụ.

Ta có: '

2'1 PP'P D

'1P : Áp suất riêng phần của SO3 trong hỗn hợp khí.

'2P : Áp suất cân bằng của SO3 trên bề mặt Oleum tưới 20%

Có:

'1P = y.P

Trong đó:y: Nồng độ SO3 đầu.P = 760 (mmHg)

y = (Theo bảng )

P = 0,0733.760 = 55,708 (mmHg)

'2P = 3,3 (mmHg.) (Bảng IV) [ 1 - 186]

(mmHg).Ta có:

''2

''1 PP''P D

''

1P : Áp suất riêng phần của SO3 trong khí ra.

123

Page 124: sản xuất axit sunfulric

Trêng §¹i Häc B¸ch Khoa Hµ Néi §å ¸n tèt nghiÖp

P Áp suất cân bằng của SO3 trên bề mặt Oleum 21% Nồng độ SO3 trong khí ra tháp hấp thụ ôlêum:

y =

P = 0,045.760 = 34,462 (mmHg). P = 14 (mmHg). (Bảng IV) [ 1 - 186]

∆P’’ = 34,462- 14 = 30,462 (mmHg)

Bề mặt đệm :

F Đ =

Lấy hệ số bảo đảm là 1,2 thì ta có: FĐệm = 4305,294.1,2 = 5166,353 (m2)

2.2. Tính tiết diện đệm.Tiết diện đệm cũng chính là tiết diện tháp:

kp¸th

VF

Trong đó:Vk: Thể tích khí vào (bảng ). VK = 25419 (m3/h) : Tốc độ giả của khí đi trong tháp. = 0,5(m/s)

F = (m2)

Đường kính tháp :

D =

2.3. Xếp đệm.Cũng chọn sử dụng 5 loại đệm như tháp sấy:Xếp 3 hàng loại đệm n = 150x150x15 có = 40 (m2/m3).

h1 = 0,45 (m); f1 = h1.Ftháp. = 0,45.14,12.40 = 254,16 (m2)

Xếp 3 hàng loại đệm n = 120x120x12 có = 50 (m2/m3).h2 = 0,36 (m);

f2 = h2.Ftháp. = 0,36.14,12.50 = 254,16 (m2)Xếp 3 hàng loại đệm n = 100x100x10 có = 60 (m2/m3).

h3 = 0,3 (m); f3 = h3.Ftháp. = 0,3.14,12.60 = 254,16 (m2)

124

Page 125: sản xuất axit sunfulric

Trêng §¹i Häc B¸ch Khoa Hµ Néi §å ¸n tèt nghiÖp

Xếp 3 hàng loại đệm n = 80x80x8 có = 80 (m2/m3). h4 = 0,24 [m];

f4 = h4.Ftháp. = 0,24.14,12.80 = 271,104 (m2)Còn lại để loại đệm n = 50x50x5 có = 110 (m2/m3).

f5 = 5166,353 – 3.254,16- 271,104 = 4132,769 (m2)

h5 = (m)

2.4. Tháp.Tổng chiều cao đệm:

Hđệm = 2,661 + 0,45 + 0,36 + 0,3 + 0,24 = 4,011 (m)Lấy chiều cao từ đáy đến giá đỡ đệm: 2,0 (m)Lấy chiều cao khoảng trống đỉnh tháp: 3,5 (m) Chiều cao tháp:

Htháp = 4,011 + 2,0+ 3,5 = 9,511 (m)Kích thước tháp: 4250x10000 (mm)

6.Vận tốc khí trong tháp:

Trong đó : Vt : là lưu lượng khí qua tháp ở điều kiện làm việc

Vt =

Với : Vo = 25420,5 m3/h

Po = 760 mmHg To = 273 oK

T=

( m3/h )

Tính tốc độ khí :

(m/s)

7.Trở lực của tháp đệm :

7.1 Trở lực khô:

3

2 ..

8td

kdkd

V

HPk

D

125

Page 126: sản xuất axit sunfulric

Trêng §¹i Häc B¸ch Khoa Hµ Néi §å ¸n tèt nghiÖp

Trong đó: Hđ = 4,011 m là chiều cao đệm K = 0,64 m /s là tốc độ khí trong tháp Vtd = 0,79 m3/ m3 là thể tích tự do của đệm 50.50.5

(kg/m3)

: là hệ số ma sát, phụ thuộc vào chuẩn số Reynol của khí:

Re =

mK: là độ nhớt động lực của hỗn hợp khí, được tính :

Trong đó: là nồng độ phần thể tích của các thành phần khí

là khối lượng phân tử của các cấu tử là nhiệt độ tới hạn của các cấu tử

là độ nhớt động lực của các cấu tử

Ta có:

Ở nhiệt độ trung bình của khí là (80 + 60) /2 = 70oC ta có:

m SO3 = 1,50 x 10- 5 Ns/m2 mO2 = 2,30 x 10- 5 Ns/m2 mN2 = 1,95 x 10- 5 Ns/m2 CSO3 = 7,33 % CO2 = 8,36 % CN2 = 84,15 %

= 1,92.10-5 N/m2

Vậy :

Re = = 1357,57

126

Page 127: sản xuất axit sunfulric

Trêng §¹i Häc B¸ch Khoa Hµ Néi §å ¸n tèt nghiÖp

Vì Re > 40 nên xác định theo công thức sau:

Vậy trở lực của đệm khô là

DRk = = 153,24 ( N/m2)

(Ở đây ta tính cho loại đệm 50.50.5 có trở lực lớn nhất trong các loại đệm xếp trong tháp)

7.2. Trở lực ướt:

DRư = K. DRk Trong đó K là hệ số có kể đến tăng trở lực do tưới a xít được xác định như sau :

3)1(

1

AK

Trong đó :

Với : b=

Re =

Trong đó: GX là lưu lượng axit tưới:

Gx = (kg/m2.h)

mX = 20.10 -3 Ns/m2 là độ nhớt động lực của ôlêum 20% SO3

Re =

b =

Vậy ta có :

Vậy:

A=

127

Page 128: sản xuất axit sunfulric

Trêng §¹i Häc B¸ch Khoa Hµ Néi §å ¸n tèt nghiÖp

K = = 1,4

Ta có : trở lực ướt là :DPư = 1,4.153,24 = 214,5 ( N/ m2) Hay ∆P = 22,1 mmH2O

V. Tháp hấp thụ mônô.1. Điều kiện làm việc.

- Khí vào: 60oC- Khí ra : 55oC- Axít tưới: 40oC- Axít chảy : 50oC- Axít tưới: 98,3 % H2SO4

- Axít chảy : 98,6 % H2SO4

- Hiệu suất hấp thụ SO3: 99,9 %2. Tính toán.2.1. Tính diện tích đệm.Theo công thức:

F Đ =

Trong đó:m : Lượng SO3 hấp thụ được. (kg/h)k : Hệ số hấp thụ (kg/m2.h.mmHg)k = ko.0,8

ko: Hệ số phụ thuộc nồng độ và nhiệt độ axít .Theo số liệu thực nghiệm ko = 0,175 chọn tốc độ khí : 0,5 m/sk = 0,175.0,50,8 = 0,1 (kg/m2.h.mmHg)DPtb: Động lực hấp thụ.

Ta có: '

2'1 PP'P D

'1P : Áp suất riêng phần của SO3 trong hỗn hợp khí.

'2P : Áp suất cân bằng của SO3 trên bề mặt axit tưới

Có:

'1P = y.P

Trong đó:y: Nồng độ SO3 vào tháp .P = 760 (mmHg)

128

Page 129: sản xuất axit sunfulric

Trêng §¹i Häc B¸ch Khoa Hµ Néi §å ¸n tèt nghiÖp

y = (Theo bảng )

P = 0,045.760 = 34,462 (mmHg)

'2P = 0,001 (mmHg.) (Bảng IV) [ 1 - 186]

(mmHg).Ta có:

''2

''1 PP''P D

''

1P : Áp suất riêng phần của SO3 trong khí ra. P Áp suất cân bằng của SO3 trên bề mặt axit chảy.

Nồng độ SO3 trong khí ra tháp hấp thụ môno:

y =

P = 4,75.10-5 .760 = 0,036 (mmHg). P = 0,005 (mmHg). (Bảng IV) [ 1 - 186]

∆P’’ = 0,036- 0,005 = 0,029 (mmHg)

(mmHg)

F Đ = (m2)

Lấy hệ số bảo đảm là 1,2 thì ta có: FĐệm = 8455,177.1,2 = 9786,212 (m2)

2.2. Tính tiết diện đệm.tiết diện đệm cũng chính là tiết diện tháp:

kp¸th

VF

Trong đó:Vk: Thể tích khí vào (bảng ). VK = 24673,842 (m3/h) : Tốc độ giả của khí đi trong tháp. = 0,5(m/s)

F = (m2)

Đường kính tháp :

D =

2.3. Xếp đệm.Cũng chọn sử dụng 5 loại đệm như tháp sấy:

129

Page 130: sản xuất axit sunfulric

Trêng §¹i Häc B¸ch Khoa Hµ Néi §å ¸n tèt nghiÖp

Xếp 3 hàng loại đệm n = 150x150x15 có = 40 (m2/m3).h1 = 0,45 (m);

f1 = h1.Ftháp. = 0,45.13,708.40 = 246,744 (m2)Xếp 3 hàng loại đệm n = 120x120x12 có = 50 (m2/m3).

h2 = 0,36 (m); f2 = h2.Ftháp. = 0,36.13,708.50 = 246,744 (m2)

Xếp 3 hàng loại đệm n = 100x100x10 có = 60 (m2/m3).h3 = 0,3 (m);

f3 = h3.Ftháp. = 0,3.13,708.60 = 246,744 (m2)Xếp 3 hàng loại đệm n = 80x80x8 có = 80 (m2/m3).

h4 = 0,24 [m]; f4 = h4.Ftháp. = 0,24.13,708.80 = 263,194 (m2)Còn lại để loại đệm n = 50x50x5 có = 110 (m2/m3).

f5 = 9786,212 – 3.246,744- 263,194 = 8782,786 (m2)

h5 = (m)

2.4. Tháp.Tổng chiều cao đệm:

Hđệm = 5,826 + 0,45 + 0,36 + 0,3 + 0,24 = 7,17 (m)Lấy chiều cao từ đáy đến giá đỡ đệm: 2,0 (m)Lấy chiều cao khoảng trống đỉnh tháp: 3,5 (m) Chiều cao tháp:

Htháp = 7,17 + 2,0+ 3,5 = 12,675 (m)Kích thước tháp: 4220x13000 (mm)

6.Vận tốc khí trong tháp:

Trong đó : Vt : là lưu lượng khí qua tháp ở điều kiện làm việc

Vt =

Với : Vo = 24673 m3/h

Po = 760 mmHg To = 273 oK

130

Page 131: sản xuất axit sunfulric

Trêng §¹i Häc B¸ch Khoa Hµ Néi §å ¸n tèt nghiÖp

T=

( m3/h )

Tính tốc độ khí :

(m/s)

7.Trở lực của tháp đệm :

7.1 Trở lực khô:

3

2 ..

8td

kdkd

V

HPk

D

Trong đó: Hđ = 7,17 m là chiều cao đệm K = 0,60 m /s là tốc độ khí trong tháp Vtd = 0,79 m3/ m3 là thể tích tự do của đệm 50.50.5

(kg/m3)

: là hệ số ma sát, phụ thuộc vào chuẩn số Reynol của khí:

Re =

mK: là độ nhớt động lực của hỗn hợp khí, được tính :

Trong đó: là nồng độ phần thể tích của các thành phần khí

là khối lượng phân tử của các cấu tử là nhiệt độ tới hạn của các cấu tử

là độ nhớt động lực của các cấu tử

Ta có:

Ở nhiệt độ trung bình của khí là (60 + 55) /2 = 57,50oC ta có:

m SO3 = 1,45 x 10- 5 Ns/m2

131

Page 132: sản xuất axit sunfulric

Trêng §¹i Häc B¸ch Khoa Hµ Néi §å ¸n tèt nghiÖp

mO2 = 2,25 x 10- 5 Ns/m2 mN2 = 1,90 x 10- 5 Ns/m2 CSO3 = 4,54 % CO2 = 8,63 % CN2 = 86,83 %

= 1,89.10-5 N/m2

Vậy :

Re = = 1304,47

Vì Re > 40 nên xác định theo công thức sau:

Vậy trở lực của đệm khô là

DRk = = 309,1 ( N/m2)

(Ở đây ta tính cho loại đệm 50.50.5 có trở lực lớn nhất trong các loại đệm xếp trong tháp)

7.2. Trở lực ướt:

DRư = K. DRk Trong đó K là hệ số có kể đến tăng trở lực do tưới a xít được xác định như sau :

3)1(

1

AK

Trong đó :

Với : b=

Re =

Trong đó: GX là lưu lượng axit tưới:

A=

132

Page 133: sản xuất axit sunfulric

Trêng §¹i Häc B¸ch Khoa Hµ Néi §å ¸n tèt nghiÖp

Gx = (kg/m2.h)

mX = 12.10 -3 Ns/m2 là độ nhớt động lực của axit 98.3%

Re =

b =

Vậy ta có :

Vậy:

K = = 1,56

Ta có : trở lực ướt là :DPư = 1,56.309,1 = 482,6 ( N/ m2) Hay ∆P = 49,8 mmH2O

VI. Tính toán , chọn thiết bị phụ.1. Quạt gió lò đốt quặng.1.1. Lưu lượng không khí:

Ta có:

VK =Vo . 273298

Vo = 14234 (m3/h). Theo bảng 1:

VKK = = 4.3 (m3/sec)

1.2. Tính công suất quạt.Theo công thức:

N = (Kw)

Trong đó:Q = 4,3 m3/sec: Năng suất quạt. = 0,8: Hiệu suất quạt.

H : áp suất toàn phần của quạt:Chọn áp suất tại chỗ hút: P1 = 50 mmH2O.Chọn áp suất tại chỗ khí ra: P2 = 1000 mm H2O.Bỏ qua tổn thất áp suất khắc phục lực ma sát, tổn thất tại chỗ đột thu, đột

mở trong quạt và lấy bù công suất quạt.H = P2 - (-P1) = 1000 + 50 = 1050 mm H2O

133

Page 134: sản xuất axit sunfulric

Trêng §¹i Häc B¸ch Khoa Hµ Néi §å ¸n tèt nghiÖp

N= = 71,42 KW

Công suất động cơ: N = 1,5. 71,42 = 107,13 KW

Căn cứ vào năng suất quạt và công suất quạt, ta chọn quạt như sau:Ký hiệu: BM: 50/1000 - 15.Đặc điểm: Năng suất quạt : 30000 m3/h.

Áp suất khí ra: 1050mm H2O.Công suất động cơ: 200 KW.Số lượng: 2 cái.

2. Quạt gió toàn hệ thống.Đây là bộ phận tạo nên động lực chính cho khí đI từ lò đến tận ống khói.

2.1. Lưu lượng khí.

36001

).273t

1.(VV 0k (m3/sec).

Vo = 27197 ( m3/h) t = 30oC

V = = 8,38 (m3/sec).

2.2. Tính công suất quạt.Theo công thức:

N = (Kw)

Với: = = 1,37 (kg/m3)

Tính H: Trở lực của toàn bộ hệ thống: Bao gồm trở lực từ các thiết bị từ nồi hơi đến tháp hấp thụ mono đã nói ở phần tính thiết bị chính.

Nồi hơi 18 mm H2O.Lọc điện khô: 25 mm H2O.Rửa I: 50 mm H2O.Rửa II: 50 mm H2O.Tăng ẩm: 20 mm H2O.Lọc điện ướt: 25 mm H2OSấy khí: 50 mm Hg.Tháp tiếp xúc: 263 mm H2OTháp Oleum: 30 mm H.Tháp Mono: 50 mm H.Trở lực các Trao đổi nhiệt, các tháp tách giọt, đường ống lấy: 500

mm H2O.

134

Page 135: sản xuất axit sunfulric

Trêng §¹i Häc B¸ch Khoa Hµ Néi §å ¸n tèt nghiÖp

H = 1080 (mm H2O). = 0,8: Hiệu suất động cơ.

N = = 152,04 (KW).

Công suất động cơ điện : N = 1,5.152,04 = 228,065 (KW) Với 1,5 : hệ số dự trữ của động cơ điện.2.3. Chọn quạt.

Căn cứ vào năng suất quạt và công suất động cơ ta chọn quạt có ký hiệu 700 – 11 – 2.

Đặc điểm:Năng suất quạt: 700 (m3/phút).Áp suất: 1900 (mm H2O).Số vòng quay: 2975.Công suất động cơ: 350 (kW/h).

Khối lượng : 8,4 tấnSố lượng: 2 chiếc.

3. Các bơm axit.Để chọn các bơm này, ta căn cứ vào lưu lượng tưới ở các tháp và độ cao

các tháp.3.1. Lưu lượng tưới các tháp.

Tháp rửa I: 55,5 (m3/h).Tháp rửa II: 61,88 (m3/h).Tháp tăng ẩm: 38,48 (m3/h).Tháp sấy: 38,44 (m3/h).Tháp Oleum: 101,8 (m3/h).Tháp Mono: 169,7 (m3/h).

3.2. Chọn bơm.a. Các tháp rửa, tăng ẩm dùng bơm có ký hiệu 5X – 18.

Đặc điểm bơm chìm:Số vòng quay: 2900 vòng/phút.Công suất động cơ: 11 KW/h.Chiều cao đẩy: 24 m.Năng suất: 90 m3/h.Số lượng: 2 chiếc, một để dự phòng.

b. Tháp sấy:Dùng các loại bơm có đặc điểm:

Năng suất bơm: 90 m3/h.

135

Page 136: sản xuất axit sunfulric

Trêng §¹i Häc B¸ch Khoa Hµ Néi §å ¸n tèt nghiÖp

Chiều cao đẩy: 49 m.Số vòng quay: 2900 vòng/phút.Công suất động cơ: 40 KW/h.Số lượng: 2 cái.

b. Tháp ôlêum:Dùng các loại bơm 5∏x∏9 E - 7 có đặc điểm:

Năng suất bơm: 160 m3/h.Chiều cao đẩy: 29 m.Số vòng quay: 1450 vòng/phút.Công suất động cơ: 55 KW/h.Số lượng: 2 cái.

b. Tháp mônô:Dùng các loại bơm có đặc điểm:

Năng suất bơm: 280 m3/h.Chiều cao đẩy: 42 m.Số vòng quay: 2900 vòng/phút.Công suất động cơ: 100 KW/h.Số lượng: 2 cái.

4. Băng tải. Chiều dài băng tải: 50 (m).

Chiều rộng băng tải: 0,5 (m)Tốc độ chuyển tải: 0,5 (m/sec).Năng suất : 8 tấn/h.

Công suất: 4,5 KW5. Cầu trục.

Trọng tải cầu trục: 10 tấn.Công suất động cơ: 14 KW.

Dung tích gầu: 2 m3 Tốc độ cầu: 100 m /phút Tốc độ gầu : 32 m/phút.

Số lượng: 1 chiếc.6. Chọn lò sấy.

Căn cứ vào năng suất lò ta chọn loại máy sấy thùng quay. Yêu cầu:Độ ẩm quặng sau sấy: 5%.Dùng than đốt làm tác nhân sấy.Kích thước thùng quay: = 2,4 (m),

LLàm việc = 7,2 (m).Số vòng quay: n1 = 13,6 (vòng/phút)

136

Page 137: sản xuất axit sunfulric

Trêng §¹i Häc B¸ch Khoa Hµ Néi §å ¸n tèt nghiÖp

n2 = 18 (vòng/phút) n3 = 23,4 (vòng/phút).

Công suất động cơ: 28 (KW) (Có ba cấp tốc độ).7. Chọn sàng quặng.

Căn cứ vào kích thước hạt yêu cầu và năng suất lò ta đã chọn loại sàng để phân 4 loại.

Lọt rây cuối có kích thước hạt: 0 0,21 (mm).Lọt rây giữa có kích thước hạt: 0,21 0,25 (mm).Lọt rây trên cùng có kích thước hạt: 0,25 6 (mm).Không lọt rây trên cùng có d > 6 mm cho quay lại nghiền

8. Các giàn tưới.8.1. Vật liệu chế tạo.

Đối với giàn làm nguội axit tưới cho các tháp rửa tăng ẩm do nồng độ axit loãng, tính ăn mòn cao nên chọn vật liệu làm ống dẫn axit là Graphit.

Các giàn cho tháp sấy và tháp hấp thụ chọn vật liệu gang và thép.8.2. Chọn giàn tưới.

Căn cứ vào bề mặt truyền nhiệt, ta chọn số giàn làm lạnh cho các tháp:Chọn kích thước ống: 100 [mm].Đường kính ống: 9 [m].Chiều cao giàn: 4,4 [m].Số ống/1 giàn: 36 [ống].Bề mặt truyền nhiệt của một giàn: 102 [m2].

Chọn số giàn:Tháp rửa I: 4 giàn.Tháp rửa II: 4 giàn.Tháp tăng ẩm: 6 giàn.Tháp sấy: 3 giàn.Tháp hấp thụ Oleum: 5 giàn.Tháp hấp thụ Mono: 5 giàn.

9. Các thùng chứa.9.1.Thùng chứa ở tháp rửa 1 , 2 và tăng ẩm: Dung tích : 60 m3 Loại bể : Hình trụ đặt nằm ngang, bên trong có lót chì. Đường kính : 2,5 m Chiều dài : L = 12 m9.2 Thùng chứa olêum và mônô: a) Thùng ôlêum. Dung tích : 60 m3

137

Page 138: sản xuất axit sunfulric

Trêng §¹i Häc B¸ch Khoa Hµ Néi §å ¸n tèt nghiÖp

Loại bể : hình trụ đặt nằm ngang, vỏ thùng chế tạo bằng thép Đường kính : 2,5 m Chiều dài: L = 12 m b) Thùng chứa mônô: Dung tích : 80 m3

Loại bể : hình trụ đặt nằm ngang, vỏ thùng chế tạo bằng thép Đường kính : 2,5 m Chiều dài: L = 16 m9.3 . Kho chứa sản phẩm:Thùng chứa ôlêum : Loại hình trụ , dung tích 600 m3 Đường kính : 10m Chiều cao : 8m Thùng chứa axit : Dùng 2 thùng loại hình trụ , dung tích 600 m3 Đường kính : 10m Chiều cao : 8m

138

Page 139: sản xuất axit sunfulric

Trêng §¹i Häc B¸ch Khoa Hµ Néi §å ¸n tèt nghiÖp

PHẦN THỨ NĂM

KINH TẾ

Mục đích:

Tính toán kinh tế là một phần quan trọng, nó phản ánh cơ cấu tổ chức sản xuất, vốn đầu tư, các yếu tố tạo nên giá thành sản phẩm. Qua đó biết được sự hợp lý hay không của giá thành, biết được hiệu quả của việc đầu tư xây dựng nhà máy đã thiết kế.

Nội dung:

I- Xác định chế độ làm việc của nhà máy:

Phân xưởng sản xuất axít sunfuric năng suất 60000 T/năm làm việc theo chế độ liên tục 3 ca /ngày, không nghỉ chủ nhật ngày lễ. Thời gian 1 ca là 8h. Số giờ ngày làm việc trong năm là :

Tlv = 330.3.8 = 7920 giờ

II- Tính toán nhu cầu về điện:

1) Điện dùng cho thắp sáng:

Ngoài ánh sáng tự nhiên ban ngày, về ban đêm cần đủ điện chiếu sáng đảm bảo cho làm việc (thời gian 12h/1ngày)

Số bóng điện thắp sáng cho sản xuất được xác định theo công thức sau:

..

W

ESn

Trong đó : n : số bóng điện S : diện tích nhà cần chiếu sáng (m2) E : độ chiếu sáng yêu cầu (W/m2) W : công suất 1 bóng đèn chọn (W) : hệ số sử dụng đèn chiếu sáng = 0,7 Căn cứ vào công thức trên và độ chiếu sáng yêu cầu của từng công trình, ta có kết quả bảng tính toán sau:

139

Page 140: sản xuất axit sunfulric

Trêng §¹i Häc B¸ch Khoa Hµ Néi §å ¸n tèt nghiÖp

STT Tên nhà xưởng Diện tích (m2)

EW/m2

Công suất 1bóng (W)

Sốbóng

Tổng (W)

01 Nhà dỡ quặng pyrít 144 5 200 6 120002 Kho chứa, gia công

quặng1440 10 200 103 20600

03 Nhà đốt quặng 648 10 200 48 960004 Nhà quạt thổi khí 432 10 200 32 640005 Nhà tiếp xúc 432 10 200 16 320006 Nhà rửa - sấy - hấp thụ 648 10 200 48 960007 Kho axít và bơm 432 10 200 32 640008 Phân xưởng Cơ-Điện 648 10 200 48 960009 Phân xưởng Mộc-Nề 648 10 100 93 930010 Phân xưởng Nước-Hơi 648 10 100 93 930011 Trạm biến thế điện 144 10 100 22 220012 Nhà thí nghiệm trung

tâm 432 10 75 83 6225

13 Nhà để xe 432 5 100 33 330014 Hội trường 432 10 100 63 630015 Nhà hành chính 432 5 75 42 315016 Nhà y tế 432 10 100 33 330017 Nhà cứu hoả 288 10 100 42 420018 Trạm gác 36 5 100 3 30019 Trạm sử lý nước thải 216 10 75 42 315020 Nhà ăn giữa ca 648 5 75 63 472521 Nhà dịch vụ bán hàng

và giới thiệu sản phẩm288 5 75 29 2175

Cộng 9990

Tổng công suất: W = 124225 (W)

140

Page 141: sản xuất axit sunfulric

Trêng §¹i Häc B¸ch Khoa Hµ Néi §å ¸n tèt nghiÖp

Tổng công suất các bóng đèn chiếu sáng đường đi lại lấy bằng 5% tổng công suất chiếu sáng trong nhà:

0,05 . 124225 = 6211,25 ( W )Tổng công suất chung là:

124225 + 6211,25 = 130436,25 ( W)Công suất đèn chiếu sáng tiêu thụ trong 1 năm là:

130436,25 . 12 . 330 = 516527550( W) hay 516527 (KW )

2) Nhu cầu điện động lực:

Nhu cầu điện năng cho các động cơ thiết bị ở các bộ phận làm việc được căn cứ vào công suất các động cơ đã chọn. Công suất chung thực tế làm việc thường lấy bằng 75% công suất động cơ. Ta có bảng sau:

Stt Tên thiết bị Công suất đ/cơ (KW)

Công suất thực tế (KW)

01 Cầu trục 10 tấn 14 10,502 Băng tải cấp liệu 13,5 1003 Quạt lò đốt 200 15004 lọc điện khô 15 11,2505 Tháp rửa 1 11 8,2506 Tháp rửa 2 11 8,2507 Lọc điện ướt 1 15 11,2508 Lọc điện ướt 2 15 11,2509 Tăng ẩm 11 8,2510 Sấy 40 3011 Quạt hệ thống 350 262,512 Quạt làm nguội 150 112,513 Tháp ôlêum 55 41,2514 Tháp mônô 100 37,515 Các dàn làm nguội 50 7516 Bơm axit ở kho 28 2117 Điện cho lọc nước 18 13,518 Điện cho trung tâm đk 6 4,5

Cộng 826,75

Tổng công suất điện động lực tiêu thụ trong 1 năm là:

826,75 x 24 x 330 = 6547860 (KW)

141

Page 142: sản xuất axit sunfulric

Trêng §¹i Häc B¸ch Khoa Hµ Néi §å ¸n tèt nghiÖp

III- Tính toán nhu cầu về nước:

1) Nước làm lạnh cho dàn sấy:

Axít chảy ra khỏi tháp trước khi tưới lên tháp tuần hoàn trở lại cần phải làm lạnh, rút đi một lượng nhiệt là:

Qtc = Qaxc – Qaxt Qtc = 5693084-4297059 = 1396025 (kJ/h)

Ngoài ra a xít sấy ở thùng chứa có nồng độ 94% H2SO4 được bổ xung thêm một lượng axít từ tháp Mono sang để nâng nồng độ lên 95 % H 2SO4. Khi đó nó toả ra một lượng nhiệt, chấp nhận gần đúng bằng 5% Qtc.

Qhh = 5% .1396025 = 69801 (kJ/h )Vậy lượng nhiệt cần rút ra ở dàn làm lạnh a xít là:

Qr = 1396025+ 69801 = 1465826 (kJ/h )Ta có phương trình:

Qr = CH2O . mH2O . (tc – tt ) Với CH2O = 4,187 (kJ/kg.độ tc = 35 oC là nhiệt độ chảy của nước tt = 25 oC là nhiệt độ tưới của nước .

Ta có : 1465826 = 4,187 . m .( 35 – 25 ) mH2O = 35009 kg/h VH2O = 35,009 m3/h

2) Nước làm lạnh dàn ôlêum

Nhiệt cần rút: Qr = 15859000-10977706 = 4881294 Ta có :

4881294 = 4,187. mH2O ( 35-25 ) mH2O = 116582 (Kg/h )VH2O = 116,582 ( m3/h )

3) Nước làm lạnh dàn Mono:

Nhiệt rút từ axít tưới chảy là: Qtc = Qaxc – Qaxt Qtc = 24581961- 18255396 = 6326565 (kj/h)

Nhiệt hỗn hợp khi bổ xung a xít sấy vào thùng chứa Mono để hạ nồng độ axít sau hấp thụ chấp nhận gần đúng bằng 5% Qtc.

Qhh= 5% . 6326565 = 316328 (kj/h) Vậy nhiệt cần rút là:

Qr = 6326565 + 316328 = 6642893

142

Page 143: sản xuất axit sunfulric

Trêng §¹i Häc B¸ch Khoa Hµ Néi §å ¸n tèt nghiÖp

Ta có : 6642893 = 4,187 . mH2O (35 –25 ) mH2O = 158655 (kg/h )

VH2O = 158,655 ( m3/h )Tổng cộng lượng nước cho các dàn làm lạnh a xít trong dây chuyền là:

VH2O = 305 (m3/h) Lượng nước cần trong một năm là:

305 . 24 . 330 = 2415600 ( m3/năm )Hiệu suất sử dụng nước trên dàn tưới là 95% . Do đó thực tế nước phải tưới là:

= 2542737 (m3/năm )

4) Nước trong dùng cho sản xuất:

Chấp nhận là 2 m3 /h . Trong 1 năm cần dùng là: 2 . 24 . 330 = 15840 (m3/năm )

5) Nước trong dùng cho sinh hoạt :

Chấp nhận là 2 m3/h . Trong 1 năm cần dùng là: 2 . 24 . 330 = 15840 (m3/năm )

6) Nước mềm cho nồi hơi :

Theo số liệu phần cân bằng chất nồi hơi nước cấp cho nồi hơi là: 8,503 (m3/h) Trong 1 năm là: 8,503. 24 . 330 = 67343 ( m3/năm )

7). Lượng nước tổng cộng là: V = 2542737 + 15840 + 15840 + 67343 = 2641760 (m3 /năm)

IV- Gía thành sản phẩm:

1) Chi phí nguyên liệu: Gía nguyên liệu : 600 đ /kg pyrit:Chi phí cho nguyên liệu trong 1 năm : 600.7147,745.24.330 = 33966084240 (đồng) Hay 33966,084 triệu đồng

2) Chi phí xúc tác:

Thời gian thay xúc tác là 3 năm . Ta có tiêu tốn xúc tác cho một tấn sản phẩm:

143

Page 144: sản xuất axit sunfulric

Trêng §¹i Häc B¸ch Khoa Hµ Néi §å ¸n tèt nghiÖp

m = = 0,1256 (kg/tấn axit)

hay 125,6 g/tấn axit

Lượng xúc tác cho 1 năm sản xuất là: 0,1256 . 60000 = 7536 kgĐơn giá: 280000đ/1kg xúc tác (Tính trung bình cho 2 loại xúc tác) Chi phí : 280000 . 7536 = 2110,08. 106 đồng hay 2110,08 ( triệu đồng )

3) Chi phí điện:

Đơn giá điện sản xuất kinh doanh: 800đ/1KW7064387.800 = 5651509600 đồng hay 5651,51 triệu đồng

4) Chi phí nước:

Đơn giá : - Nước làm lạnh a xít 500đ/1m3 - Nước trong 1000đ/1m3 - Nước mềm 2000đ/1m3Tổng chi phí về nước là : (500.2542737) + (1000.31680) + (2000.67343) = 1437734500 đồng Hay1437,734 triệu đồng.

5) Chi phí lương công nhân:

Dự kiến lương bình quân của cả xí nghiệp là 1200.000 đồng cho 1 người /tháng. Tổng chi phí tiền lương một năm là :

160 . 1200000 . 12 = 2304000000 đồng hay 2304 triệu đồng

6) Chi phí bảo hiểm xã hội: Bằng 6% tổng quỹ lương

0,06.2304 = 138,24 triệu đồng

7) Chi phí bảo hộ lao động:

Bằng 10% tổng quỹ lương 0,1.2304 = 230,4 triệu đồng

8) Phí quản lý xí nghiệp:

Bằng 10% tổng quỹ lương 0,1.2304 = 230,4 triệu đồng

9) Chi phí bán hàng, quảng cáo, tiếp thị:

144

Page 145: sản xuất axit sunfulric

Trêng §¹i Häc B¸ch Khoa Hµ Néi §å ¸n tèt nghiÖp

Bằng 10% tổng quỹ lương 0,1. 2304 = 230,4 triệu đồng

10) Chi phí sửa chữa máy móc thiết bị,sửa chữa công trình , khấu

hao tài sản cố định: 25000 (triệu đồng )

Tổng chi phí:Gsp = 71298,848 ( triệu đồng )

Giá thành 1 đơn vị sản phẩm là

= 1188,314 (đồng/kg)

Stt Thành phần Giá (đ/1kgH2SO4)

%

01 Nguyên liệu 636,267 53,5402 Xúc tác 35,168 2,9603 Điện năng 94,2 7,9304 Nước 23,96 2,0205 Lượng công nhân 38,4 3,2306 Các chi phí khác 360,319 30,3207 Cộng 1188,314 100,00

145

Page 146: sản xuất axit sunfulric

Trêng §¹i Häc B¸ch Khoa Hµ Néi §å ¸n tèt nghiÖp

PHẦN VI PHẦN XÂY DỰNG

1. Họ và tên : 2. Lớp :. 3. Tên đề tài : Thiết kế phân xưởng sản xuất axit sunfuric năng suất 60.000 tấn/năm . Nguyên liệu : Quặng pyrit .4. Cán bộ hướng dẫn phần công nghệ: T.S. Đỗ Bình. 5. Địa điểm xây dựng nhà máy: Phân xưởng nằm trong tổng thể nhà máy sản xuất phân bón hoá học được xây dựng tại địa điểm xã Cao mại huyện Lâm thao tỉnh Phú Thọ với tổng diện tích phân xưởng là 40.000 m2 (160m x 250m) trên nền đất phi nông nghiệp cách thành phố Việt trì 15 km về phía Đông nam, cách thị xã Phú Thọ 8 km về phía Bắc, cách sông Hồng 1,5 km về phía Tây, cạnh nhà máy là quốc lộ 32 C.

Khu vực có khí hậu nhiệt đới gió mùa, hướng gió chủ đạo là Đông nam, độ ẩm trung bình 85%.

5.1.Phân tích yêu cầu chung của khu đất xây dựng.

a) Việc bố trí mặt bằng :

Đặt phân xưởng tại địa điểm này là hoàn toàn phù hợp với quy hoạch khu công nghiệp nặng của Trung ương, quy hoạch dân cư của địa phương.

b) Tương đối gần nguồn cung cấp nguyên liệu: Trong tỉnh có mỏ Pirit Thanh sơn dùng cho dây chuyền axít 2, có

nguồn quặng aptít vận chuyển theo tuyến đường sắt Lào cai – Hà nội về. Việc tiêu thụ sản phẩm cũng thuận tiện: sản phẩm của dây chuyền axít chủ yếu cung cấp tại chỗ cho phân xưởng sản xuất phân bón trong liên hợp

146

Page 147: sản xuất axit sunfulric

Trêng §¹i Häc B¸ch Khoa Hµ Néi §å ¸n tèt nghiÖp

công nghiệp, sản phẩm phân bón phục vụ cho nông dân các vùng lân cận và trên miền Bắc.

c) Về nguồn năng lượng: Có lưới điện quốc gia Hà nội – Thác bà đi qua với 2 mạng lưới điện

110KV và 35KV rất thuận lợi và hoàn toàn chủ động về điện năng cho nhà máy hoạt động sản xuất liên tục

d) Về cấp và thoát nước: - Cấp nước làm mát công nghiệp: địa điểm này gần sông Hồng nên có

thể dùng trạm bơm lấy nước sông Hồng về dùng tới làm lạnh cho hệ thống dàn tưới.

- Cấp nước sạch cho công nghiệp và sinh hoạt: Nước sông Hồng được bơm về sử lý lắng lọc và hoá chất để cung cấp nước sạch cho sản xuất và sinh hoạt của toàn bộ nhà máy rất thuận lợi. Ngoài ra còn nguồn nước ngầm ổn định chiều sâu 6-7 m nhờ hệ thống giếng khoan.

- Về thoát nước: Do khu đất là cao ráo, độ dốc 1% nên toàn bộ nước thải của quá trình sản xuất cũng như nước mưa đều được nhanh chóng thải theo đường cống ngầm ra phía hạ lưu sông Hồng, không gây ứ đọng nước trong mặt bằng nhà máy.

e ) Về mặt giao thông vận tải rất thuận tiện:

- Đường thuỷ: Nhà máy cách sông Hồng 1,5 km - Đường bộ: Con đường quốc lộ 32C trải nhựa rộng 10m đi qua trước

mặt nhà máy, nối liền khu mỏ Pyrit Thanh sơn với nhà máy và quốc lộ 2 đi Việt trì.

- Đường sắt: Có tuyến đường sắt từ ga Lâm Thao cạnh nhà máy đi ra ga Tiên kiên nối liền với tuyến đường Lào cai – Hà nội và từ Hà nội đi khắp mọi miền của đất nước.

Về mặt giao thông rất thuận tiện cho việc vận chuyển vật tư, thiết bị khi xây dựng nhà máy cũng như vận chuyển nguyên liệu, tiêu thụ sản phẩm trong quá trình sản xuất

g) Nguồn vật liệu xây dựng tại chỗ sẵn có: Như xí nghiệp gạch ngói sông Thao, nhà máy xi măng Tiên kiên, xí

nghiệp cát sỏi sông Lô, còn các vật liệu khác cũng vận chuyển về một cách dễ dàng, đảm bảo khi xây dựng nhà máy thuận lợi và giảm bớt được vốn đầu tư XDCB (do giảm chi phí vận chuyển).

h) Khu vực đáp ứng được nguồn nhân công cho xây dựng công trình và cho vận hành sản xuất:

147

Page 148: sản xuất axit sunfulric

Trêng §¹i Häc B¸ch Khoa Hµ Néi §å ¸n tèt nghiÖp

Khu vực này có nhiều dân sinh sống và có 2 trường đào tạo công nhân và cán bộ kỹ thuật về ngành Hoá chất cuả Bộ công nghiệp. Do vậy đảm bảo đáp ứng về nhân lực có đủ sức khoẻ đủ trình độ cho nhà máy từ khi xây dựng đến khi sản xuất. 5.2 Yêu cầu về khu đất xây dựng

a) Địa hình:

Khu đất nằm trên vùng đất phi nông nghiệp của xã, canh tác cây ít có hiệu quả như cọ, dứa .... Khu đất tương đối bằng phẳng nên việc san ủi là ít. Có hình dáng hình chữ nhật thuận tiện cho bố trí mặt bằng

Độ dốc trung bình của khu đất là 1% Diện tích khu đất 40.000m2 đảm bảo thoải mái cho bố trí mặt bằng dây truyền công nghệ nhà xưởng.

b) Địa chất: Khu đất là thuộc vùng đất đồi trung du khả năng chịu lực của đất tốt, cường độ trung bình của đất là Rđất = 2KG/cm2, về địa chất ổn định và không phải là vùng có khoáng sản.

5.3 Y êu cầu về vệ sinh công nghiệp:

- Khu đất xây dựng nhà máy cách vùng dân cư của xã và lân cận sinh sống là 1000m đảm bảo được khoảng cách ly hợp lý đối với dây chuyền sản xuất hoá chất là H2SO4

- Khu đất nằm gần sát với sông Hồng và khu sản xuất là nằm cuối hướng gió chủ đạo là gió Đông nam do vậy ít ảnh hưởng tới môi trường dân sinh sống.

- Nước thải của sản xuất được sử lý triệt để bằng hoá chất, khi thải ra sông Hồng về phía hạ lưu và miệng chỗ cống thải cách khu dân cư sinh sống > 500m đảm bảo yêu cầu khoảng cách quy định.

6. Sơ đồ khối dây chuyền sản xuất:

Quặng → → → → ↓

← ↓ ← ←

148

Lò đốt nồi hơi

Tháp sấylọc điện ướt 2

lọc điện ướt 1

Tháp tiếp xúc

Tháp tăng ẩm

lọc điên khô

Tháp ôlêum

Tháp rửa một

Tháp rửa hai

cyclon

Page 149: sản xuất axit sunfulric

Trêng §¹i Häc B¸ch Khoa Hµ Néi §å ¸n tèt nghiÖp

→ → → ↓ Về kho ← 7. Đặc điểm sản xuất của nhà máy: - Quá trình sản xuất là liên tục, được tiến hành hầu hết trong các thiết bị

kín, ở trạng thái hơi như lò đốt, nồi hơi, tiếp xúc, và các trạng thái lỏng như ở hấp thụ.

- Chế độ làm việc 3 ca, số lượng công nhân ít, công nhân làm việc chủ yếu là kiểm tra, quan sát, điều chỉnh tự động và bán tự động.

- Nhà máy có nhiều chất độc hại gây hiện tượng ăn mòn kết cấu nhà và thiết bị như H2SO4, SO3, SO2 . . .

- Bộ phận lò đốt nhiệt độ cao 800oC 8. Số cán bộ công nhân viên : Với đặc điểm của dây chuyền sản xuất có sự tự động hoá cao, nơi làm việc có nhiều bụi và khí độc, công nhân làm việc chủ yếu là điều khiển dây chuyền sản xuất và kiểm tra chế độ làm việc. Do vậy với năng suất là 60.000 tấn /năm, nhưng ta chỉ bố trí 160 công nhân viên làm việc là đủ . Ta chia ra 4 kíp , mỗi kíp 40 người , ngày làm việc 3 ca. 9. Các chỉ tiêu: Tiêu hao nguyên liệu : Với năng suât 60000 tấn / năm , một năm nhà máy làm việc trong 330 ngày Lượng sản phẩm cần sản xuất trong 1 giờ:

m = = 7,576 (tấn /giờ) .

Lượng quặng pyrit tiêu hao: m = 7,147 (tấn /giờ )Tiêu hao nguyên liệu:

m = = 0,943 (tấn / tấn sp).

Tiêu hao không khí: Ta có tiêu hao không khí là : 14234 (m3/h) Tính cho một tấn sp:

V = = 1878,83 (m3/tấn sp).

Tiêu hao nước : V = 44,03 (m3/tấn sp)

149

Tháp mônô

Page 150: sản xuất axit sunfulric

Trêng §¹i Häc B¸ch Khoa Hµ Néi §å ¸n tèt nghiÖp

10. Các hạng mục trong nhà máy :

Stt Tên công trình Kích thước Diện tích ( m2)

Số tầng

GhichúDài rộng cao

01 Nhà dỡ quặng pyrít 12 12 144 102 Kho chứa, gia công quặng 60 24 1440 103 Nhà đốt quặng 36 18 64804 Nhà quạt thổi khí 24 18 43205 Nhà tiếp xúc 24 18 43206 Nhà rửa - sấy - hấp thụ 36 18 64807 Kho axít và bơm 24 18 43208 Phân xưởng Cơ-Điện 42 18 64809 Phân xưởng Mộc-Nề 42 18 64810 Phân xưởng Nước-Hơi 36 18 64811 Trạm biến thế điện 12 12 14412 Nhà thí nghiệm trung tâm 36 12 43213 Nhà để xe 42 12 43214 Hội trường 36 18 43215 Nhà hành chính 36 12 432 216 Nhà y tế 36 12 432 117 Nhà cứu hoả 24 12 288 118 Trạm gác 6 6 36 119 Trạm sử lý nước thải 18 12 216 120 Nhà ăn giữa ca 42 18 64821 Nhà dịch vụ bán hàng và

giới thiệu sản phẩm24 12 288

22 Khu đất mở rộng sản xuất 80002327

Cộng : 9900

11.Phân tích việc thiết kế tổng mặt bằng:

Toàn bộ khu đất của nhà máy nằm trên khu đất bằng phẳng có độ cao trung bình 21-22m so với mặt nước biển. Căn cứ vào yêu cầu thiết kế tổng mặt bằng của nhà máy hoá chất ta bố trí theo nguyên tắc phân vùng. Cụ thể gồm 4 vùng như sau:

150

Page 151: sản xuất axit sunfulric

Trêng §¹i Häc B¸ch Khoa Hµ Néi §å ¸n tèt nghiÖp

11.1. Vùng sản xuất:

Gồm các phân xưởng chính, được bố trí ở giữa nhà máy. Vùng này rất quan trọng , có liên hệ mật thiết các vùng khác. Trong vùng này ta chia ra các nhóm nhà có tính chất công nghệ sản xuất khác nhau như phân xưởng sản xuất H2SO4 riêng, phân xưởng sản xuất Supe riêng.

11.2.Vùng năng lượng phụ trợ:

Gồm các phân xưởng: Điện, nước, cơ điện, vận tải . . .v.v. được bố trí ở xung quanh bên cạnh vùng sản xuất đảm bảo việc đi lại với nhau là tiện lợi nhất, phục vụ sản xuất tốt nhất.

11.3. Vùng kho - Thiết bị vận chuyển:

Gồm các kho vật tư, thiết bị, kho thành phẩm ở bên cạnh vùng phụ trợ đảm bảo thuận tiện cho công tác lĩnh vật tư thay thế.

11.4. Vùng nhà phục vụ, sinh hoạt:

Vùng này được bố trí trước nhà máy gồm các nhà hành chính, thí nghiệm, nhà ăn ca. Vùng này kiến trúc đẹp tạo nên cảnh quan môi trường tốt cho CBCNV trong giờ làm việc và nghỉ ngơi. Việc bố trí vùng này vừa đảm bảo ở đầu hướng gió vừa đảm bảo khoảng cách đi lại từ nơi sản xuất đến khu phục vụ nhỏ hơn 800m. Việc bố trí tổng mặt bằng theo nguyên tắc phân vùng có những ưu nhược điểm sau: Ưu điểm:

- Dễ quản lý theo các xưởng sản xuất - Hệ thống đường giao thông bố trí được một cách dễ dàng và thuận

lợi trong quá trình đi lại nội bộ, để vận chuyển nguyên vật liệu, sản phẩm giữa kho công ty và nơi sản xuất.

- Khu hành chính phục vụ ở nơi cuối hướng gió chủ đạo nên cũng đảm bảo môi trường tốt.

- Trong mặt bằng dễ bố trí được vườn hoa - cây xanh - thảm cỏ không chỉ ở khu hành chính mà cả ở khu sản xuất ở bên đường đi lại, tạo nên cảnh quan đẹp góp phần điều hoà khí hậu như làm giảm nhiệt độ mùa hè cho không khí, làm giảm tiếng ồn, chống bụi, cản gió nóng.

- Việc thông gió, chiếu sáng cho các nhà sản xuất rất thuận tiện. - Việc phát triển mở rộng nhà máy dễ dàng do bố trí khu đất dự trữ ở gần xưởng sản xuất chính.

Nhược điểm:

151

Page 152: sản xuất axit sunfulric

Trêng §¹i Häc B¸ch Khoa Hµ Néi §å ¸n tèt nghiÖp

Đường sản xuất dài, tốn kinh phí xây dựng. Hệ thống đường ống kỹ thuật như ống nước, hơi, khí nén, ống dẫn nhiên liệu . . . kéo dài theo dây chuyền sản xuất nên chi phí đầu tư tăng hơn, hệ số xây dựng thấp.

Qua các phân tích trên đây ta thấy rằng về cơ bản mặt bằng đáp ứng được yêu cầu, tuy đầu tư xây dựng ban đầu có cao hơn chút ít song có thể chấp nhận được.

12. Các chỉ tiêu thiết kế tổng mặt bằng :Tổng diện tích toàn nhà máy : 40000 m2 Diện tích xây dựng : 9900 m2 Diện tích sân bãi : 2000 m2 Diện tích đường giao thông : 9000 m2 Diện tích hè : 1500 m2 Ta có :

KXD =

Trong đó: KXD : là hệ số xây dựng A : Diện tích xây dựng nhà , công trình B : Diện tích kho bãi ,bãi lộ thiên. F : diện tích toàn Phân xưởng

KXD = = 0,2975

- Hệ số sử dụng được tính theo công thức:

KSD =

C : diện tích dành cho giao thông, hệ thống xử lý nước thải

KSD = = 0,56

13. Nhà sản xuất: Sơ đồ sản xuất: → → → →

Các thiết bị trong nhà sản xuất ôxy hoá gồm : tháp ôxy hoá, trao đổi nhiệt ngoài, tháp làm nguội SO3.

152

Làm nguội

Tiếp xúc Đun nóng

Page 153: sản xuất axit sunfulric

Trêng §¹i Häc B¸ch Khoa Hµ Néi §å ¸n tèt nghiÖp

Tháp ôxy hoá 5,5 (m) H = 16 (m) (là thiết bị có kích thước lớn nhất)Chọn mặt bằng hình chữ nhật có kích thước 1824 m ; mặt bằng đơn giản dễ sử dụng diện tích và dễ bố trí thiết bị.Việc bố trí dây truyền công nghệ các đường ống kỹ thuật giữa tháp tiếp xúc và các trao đổi nhiệt dễ dàng.Vấn đề thông gió, chiếu sáng, vệ sinh công nghiệp dễ. Chọn giải pháp thiết kế : khung thep Zamil, xung quanh nhà để trống cho nhà được thông thoáng, trong nhà chỉ bố trí 3 thiết bị , không có phòng làm việc.

153