Реферат
/>амонійсульфат абсорбер
Пояснювальназаписка до дипломного проекту: 137 с., 9 рис., 21 табл., 37 літературних джерел.
Об’єкт дослідження– відділення уловлювання аміаку.
Мета роботи– проект реконструкції сульфатно-піридинового відділення з метоювпровадження безсатураторного способу уловлювання амоніаку, спеціальна частина – абсорбер для уловлювання аміаку.
У загальнійчастині проекту вибрано та обґрунтовано необхідність реконструкції відділення, описано асортимент продукції та вимоги донеї, подано характеристику сировинних матеріалів, описано фізико-хімічні основиуловлювання аміаку.
У технологічнійчастині подано структурно-технологічну схему виробництвата описано технологічний процес, розраховано матеріальний та тепловий баланси виробництва, наведено розрахунок основного технологічного обладнання.
У спеціальнійчастині описана конструкція та принцип дії основних апаратів, які пропонуються до впровадження в реконструюємому відділенні; зроблено їх конструктивний розрахунок.
У проекті розробленозаходи з охорони праці та з автоматизації виробничих процесів.
В організаційно-економічнійчастині проекту розраховано основні техніко-економічні показники реконструюємого відділення.
РЕКОНСТРУКЦІЯ,КОКСОВИЙ ГАЗ, АМІАК, СУЛЬФАТ АМОНІЮ, КРИСТАЛИ, СХЕМА ТЕХНОЛОГІЧНА, АБСОРБЕР, ВИПАРНИК
Зміст
Вступ
1. Аналітичний оглядметодів виробництва
1.1 Сатураторний метод
1.2 Безсатураторнийметод
1.3 Уловлювання аміакуводою
1.4 Отриманнябезводного аміаку
1.5 Очищення коксовогогазу круговим фосфатним способом зі знищенням аміаку
2. Фізико-хімічніоснови виробництва
2.1 Заходи проти злежування
3. Характеристикасировини, напівпродуктів і готової продукції
3.1 Характеристикасировини
3.2 Характеристикапродуктів
4. Вибір, обґрунтуванняі опис технологічної схеми
5.Матеріальний татепловий баланси виробництва
5.1.1 Кількістьрозчину, що перетікає з абсорберу другого ступеня в абсорбер першого ступеня
5.1.2 Кількістьрозчину, що виводиться з першого ступеня абсорберу у випарник
5.2 Матеріальний татепловий баланси абсорбера першого ступеня
5.3 Матеріальний татепловий баланси збірника першого ступеня
5.3.1 Матеріальнийрозрахунок
5.3.2 Тепловий балансзбірника першого ступеня
5.4 Матеріальний татепловий баланси абсорберу другого ступеня
5.5 Матеріальний татепловий баланси збірника другого ступеня
5.5.1 Матеріальнийрозрахунок
5.5.2 Тепловий балансзбірника другого ступеня
5.6 Розрахуноквипарника
5.6.1 Матеріальнийрозрахунок
5.6.2 Тепловийрозрахунок випарника
6.Технологічнірозрахунки
6.1 Визначення розмірівабсорберів першого та другого ступенів
6.2 Визначення поверхнітеплопередачі випарника
7. Механічні розрахунки
7.1 Товщина обичайки
7.2 Днище
7.3 Штуцери
7.4 Розрахунок опори
Список літератури
Вступ
Аміак утворюється в процесі коксування з азоту і водню кам'яного вугілля.Велика частка азоту вугілля (до 60%) залишається в коксі у вигляді термічно стійких азотистих поєднань,а остання частка видаляється з вугілля разом з леткими продуктами коксування — газом, смолою і надсмольною водою.
Утворення аміаку при коксуванні вугілля починається при температурібіля 600°С, а максимальний вихід його досягається при температурах 800-900°С.
По даним[1] вихід аміаку від сухої шихти для донецького вугілля варіюється в межах 0,25-0,30%,а для кузнецьких може досягати 0,45 %.
Вмістаміаку в газі для різного вугілля [1] може варіюватися в межах 5,5 — 12,5 г/м3(0 °С).
Вилучення аміакуз коксового газу — обов'язкова технологічна операція при підготовці газу до його подальшоговикористання. Норми допустимого вмісту аміакув газі: не більше 0,03 г/м3[2], тобтоповнота витягання аміаку з газу повинна складати 99,7 – 99,8 % мас. Такі серйознівимоги визначаються чисто технологічними причинами [3]:
— необхідність видалення компонента, який призводить до корозії газопроводівта обладнання;
— для попередження виникнення відкладаньв газопровідних комунікаціях і регулючих пристроях коксових батарей;
— для нормальної експлуатації бензольно-скрубернихвідділень і цехів сіркоочистки;
— аміакз ціаністим воднем, що знаходиться в газі, різко посилює корозію устаткування, утворюючидобре розчинне комплексне з'єднання –
гексацианферрат– (NH4)4[FeCN6];
— аміак,що залишається в газі, при спалюванні перетворюється переважно на токсичні і корозійно-небезпечніоксиди азоту;
— аміакстабілізує емульсії води і олії при уловлюванні бензольних вуглеводнів.
У результатіуловлювання аміаку сірчаною кислотою утворюється сульфат амонію.
Сульфат амонію виробляється на коксохімічних заводах у великих кількостях.На 1 т сухої шихти виробництво сульфату амонію (сухого) складає 11,0-11,5 кг.
Сульфат амонію являється дуже ефективним азотним добривом. Особливістюцього вигляду добрива є ті, що він дозволяє підпитувати ґрунт не лише азотом, алеі сіркою. Остання входить до складу білків і амінокислот рослин і тому разом з азотомє одним з важливих елементів живлення сільськогосподарських культур. По мірі важливостідля рослин сірку можна поставити на третє місце після азоту і фосфору. Продукт володієважливою для життєдіяльності рослин властивістю. Він переводить фосфор, що знаходитьсяв ґрунті з нерозчинної форми в розчинну і тим самим підсилює процес поглинання рослиноюцієї речовини. Це дозволяє понизити кількість фосфорних добрив, що вносяться доґрунту.
Не дивлячись на те, що продукт найширше використовується в сільськомугосподарстві, він також застосовується і в інших галузях. Наприклад, у біохімії переосадження сульфатом амонію є загальним методом очищеннябілків. Використовуєтьсяв технології хлорування води з амонізацією, вводиться в оброблювану воду за декількасекунд до хлору, з хлором утворює хлораміни — зв'язуючи вільний хлор, завдяки чомузначно скорочується утворення хлорорганіки шкідливої для організму людини, скорочуєтьсявитрата хлору, зменшується корозія трубопроводів. В харчовій промисловості його використовують як харчову добавку Е517(речовини проти злежування). В промисловості сульфат амонію використовують як сировинупри виробництві акумуляторів, у виробництвівіскозного волокна і як основу при виробництвівогнезахисних просочень для дерева.
Так яксатураторний метод не дає можливості регулювати розмір отримуваних кристалів, топропонується для впровадження безсатураторний метод отримання сульфату амонію наПАТ ЕВРАЗ «Днепродзержинский КХЗ», у якому на стадії абсорбції отримують ненасичений розчин солі, що піддаєтьсявакууму, — випарці в умовах інтенсивної циркуляції, що забезпечує незначне пересиченняі керований ріст кристалів.[3]
1 Аналітичний огляд методів виробництва
Залежновід схеми охолодження прямого коксового газу і уловлювання з нього аміаку розрізняютьтри способи отримання сульфату амонію: непрямий, прямий та напівпрямий.[4]
При непрямомуспособі частина аміаку (20-30% від загальних ресурсів) уловлюється з коксового газу конденсатом, що утворюється при охолодженні газу впервинних холодильниках до 25-35°С, а інша частина (80-70%) оборотною водою при промиванні газу в аміачнихскруберах. Надсмольна вода (газовийконденсат) і слабка аміачна вода із скруберів переробляються потім в аміачних колонахз отриманням парогазової суміші, що складається з пари води, аміаку, вуглекислоти,сірководню, ціаністого водню та інших компонентів. Ця суміш спрямовується в сатуратор,де аміак зв'язується з сірчаною кислотою з утворенням насиченого розчину сульфатуамонію і кристалів солі, які виводяться з дна апарату з частиною розчину на центрифугу,а після промивання і сушки передаються на склад.
Непрямийспосіб отримання сульфату амонію має велику гнучкість процесу, що дозволяє вироблятизалежно від умов ринку, що міняються, сульфат амонію або концентровану аміачну воду,або одночасно обидва продукти в одному цеху. Важливою перевагою цього способу єтакож виробнича надійність оскільки різні відділення цеху слабо пов'язані між собоюі тому виробничі порушення в аміачному або сульфатному відділеннях можуть бути усуненібез зупинки інших відділень при подачі отримуваної в скруберах аміачної води насклад. Крім того непрямий спосіб дозволяє виробляти сірчану кислоту та піридиновіоснови з парогазової суміші, що виходить з сатуратора за порівняно простою технологією.
Разомз цими перевагами непрямий спосіб має ряд серйозних недоліків:
— великікапіталовкладення;
— значніексплуатаційні витрати, пов'язані з переробкою великого об'єму аміачної води;
— великакількість стічних вод (близько 250 м3 на 1000 т коксуємого вугілля);
— значнівтрати аміаку зі зворотним газом.
Із-зацих недоліків непрямий спосіб виробництва сульфату амонію нині не знаходить застосування.Проте у поєднанні з аміачним очищенням коксового газу від сірководню він може виявитисяперспективним.
Прямийметод полягає в тому, що весь аміак, що утворюється при коксуванні, уловлюєтьсяз коксового газу сірчаною кислотою до охолодження в первинних холодильниках. З газозбірникагарячий коксовий газ поступає в електрофільтр для очищення від туманоподібної смоли,а потім в сатуратор, де аміак зв'язується сірчаною кислотою з утворенням насиченогорозчину і кристалів сульфату амонію.
Відмінноюособливістю цього методу є те, що при охолодженні коксового газу після сатураторав первинних холодильниках конденсат (надсмольна вода), що утворюється, не міститьаміаку та амонійних солей і тому відпадає необхідність його переробки в аміачнійколоні. Відсутність аміачного відділення дозволяє понизити витрату пари, вартістьустаткування і займану виробничу площу, а також скоротити до мінімуму об'єм стічнихвод (близько 50 м3 на 1000 т коксуємого вугілля).
Протеширокого поширення цей метод не отримав із-за істотних недоліків:
— наявністьвеликого числа апаратів, працюючих під розрідженням, що підвищує вірогідність підсосуповітря і утворення вибухонебезпечної суміші збільшує витрату електроенергії натранспортування газу;
— інтенсивноїкорозії устаткування, обумовленій наявністю в газі хлористого водню і хлористогоамонію;
— труднощівочищення газу від смоли при високій температурі та утворення в сатураторі великоїкількості кислої смолки;
— великогооб'єму апаратури із-за високої температури і влаговмісту газу;
— неможливостіуловлювання в сатураторі легких піридинових основ із-за високої температури розчинуі відсутності аміачної пари для його нейтралізації в піридиновій установці.
Найбільшепоширення на заводах отримав напівпрямий метод виробництва сульфату амонію, що маєпереваги, а частково і недоліками непрямого і прямого способів. По цьому методукоксовий газ після газозбірника охолоджується в первинних холодильниках до 25-35°С,внаслідок чого водяні пари конденсуються практично повністю, а газовий конденсат(надсмольна вода), що утворюється розчиняє до 20-30% аміаку, що міститься в прямомугазі. Охолоджений газ подається нагнітачами в абсорбер, де інший аміак поглинаєтьсясірчаною кислотою з утворенням сульфату амонію.
Отримуваніпри переробці надмірної надсмольної води аміачні пари подаються частково в абсорберразом з коксовим газом, а частково в нейтралізатор піридинової установки, де аміактакож зв'язується сірчаною кислотою. Таким чином увесь аміак прямого коксового газузрештою переробляється в сульфат амонію.
Недолікаминапівпрямого способу виробництва сульфату амонію є необхідність переробки надмірноїнадсмольної води в аміачних колонах, що вимагає значної витрати пари і лугу, а такожутворення значного об'єму стічних вод що вимагають складного очищення.
Залежновід апаратурного оформлення процесів поглинання аміаку сірчаною кислотою і кристалізаціїсульфату амонію розрізняють два різновиди напівпрямого способу, що отримав найбільшепоширення в промисловості — сатураторний і безсатураторний. Слід відзначити, щов літературі немає єдиного тлумачення цих термінів і вони не відображають особливостейапаратурного оформлення процесів.
По термінології,прийнятій в коксохімічній промисловості, сатураторним називається процес, при якомупоглинання аміаку з коксового газу сірчаною кислотою і утворення кристалів сульфатуамонію здійснюються в одному апараті барботажного типу що називається сатуратором.При безсатураторному способі поглинання аміаку сірчаною кислотою відбувається уфорсуночному скрубері (чи насадному), який може зрошуватися як пересиченим, таким,що містить кристали сульфату амонію розчином, так і ненасиченим розчином. У першомувипадку кристалізація сульфату амонію відбувається одночасно з поглинанням аміакув скрубері, а в другому утворення пересиченого розчину і кристалів сульфату амоніюздійснюється при випарюванні розчину в спеціальному апараті — кристалізаторі.
Перевагамибезсатураторних процесів є менший гідравлічний опір форсуночних абсорберів і можливістьпроведення окремих стадій процесу (абсорбція аміаку, кристалізації сульфату амоніюта ін.) за найбільш сприятливих умов.
1.1Сатураторний метод
Технологічнасхема отримання сульфату амонію по сатураторному методу[5] зображенана Рисунку 1.1.
Коксовий газ,охолоджений в первинних газових холодильниках і очищений від туманоподібної смолив електрофільтрах подається нагнітачем в паровий підігрівач 1 сульфатного відділення.В підігрівачі газ підігрівається до 65-70°С та поступає в сатуратор 2 по центральнійгазопідводящій трубі, яка закінчується газорозподільним зонтом, який знаходитьсяв матковому розчині ванні сатуратора
/>
1 — паровий підігрівач; 2 — сатуратор; 3 — кислотналовушка; 4, 10, 12 -насоси; 5 — кристалоприймач; 6 — кастрюля зворотніх токів матковогорозчину; 7 -центрифуга; 8 — циркуляційна кастрюля; 9 — збірник маткового розчину;11 — напірний бак з сірчаною кислотою;13-транспортер; 14-сушка.
Рисунок 1.1 Технологічна схема отримання сульфатуамонію по сатураторному методу
Сірчана кислотаз концентрацією 92-94% безперервно надходить до сатуратора з напірного бака 11 поспеціальній трубі. Коксовий газ, який пройшов крізь шар маткового розчину і звільнивсявід аміаку і піридинових основ, крізь газовий патрубок направляється в кислотнуловушку 3, в якій із газу уловлюються краплі маткового розчину.
Після кислотноїловушки коксовий газ направляється в кінцеві газові холодильники для охолодженняйого до 25-30°С для уловлювання бензольних вуглеводнів в скруберах.
Кристали сульфатуамонію разом з деякою кількістю маткового розчину насосом 4 подаються в кристалоприймач5 для відстоювання кристалів сульфату амонію. Крізь штуцер матковий розчин відстоянийвід кристалів сульфату амонію безперервно стікає в каструлю зворотніх токів 6 із неї в сатуратор.
З нижньої частиникристалоприймача 5 суміш кристалів сульфату амонію з матковим розчином самотікомпоступає в центрифугу безперервної дії 7, де кристали відділяються від матковогорозчину і промиваються горячою водою (78-80°С). Відфугований сульфат амонію з центрифугиподається транспортером 13 на сушку 14, а потім на склад. Розчин після центрифугикрізь каструлю зворотніх токів повертається в сатуратор.
Рівень матковогорозчину в сатураторі підтримується постійним за допомогою спеціального бічного штуцера,через який надлишок маткового розчину відводиться в циркуляційну каструлю 8, якаявляється одночасно гідравлічним затвором, що робить неможливим вихід газу з сатуратораразом з розчином.
При виникненнів ванні сатуратора надлишку маткового розчину останній з циркуляційної каструлісамотіком перетікає в збірник 9, звідки по потребі насосом 10 повертається в сатуратор.
1.2 Безсатураторнийметод
Подальше вдосконаленняметодів отримання сульфату амонію на коксохімічних заводах привело до появи бессатураторногопроцесу уловлювання аміаку з коксового газу в насадних або безнасадних (форсуночних)абсорберах.
Безсатураторнийпроцес отримання сульфату амонію може здійснюватися по двох принципово різним схемам:уловлювання аміаку пересиченим розчином, що містить кристали, і ненасиченим розчиномз подальшим отриманням в окремому апараті кристалів солі сульфату амонію шляхомупарювання частини розчину[5].
На вітчизнянихкоксохімічних заводах частіше застосовується друга схема у якій передбачається установкадвоступінчатого абсорбера для здійснення роздільного уловлювання з газу аміаку іпіридинових основ і кристалізація сульфату амонію, що утворився, в окремому апараті- випарнику (під вакуумом).
Ця схема маєряд переваг: абсорбери зрошуються ненасиченим розчином, що усуває їх засолення;при кристалізації солі в окремому апараті можна отримати кристали практично будь-якогорозміру, процес легко керований; процес кристалізації можна здійснювати періодичноі насичений розчин може складуватися. При цьому не порушується робота уловлюючоїустановки.
Здійсненняпроцесу уловлювання аміаку, піридинових основ і кристалізація солі сульфату амоніюв окремих апаратах, дозволяють підтримувати для кожного з них найбільш доцільнийрежим. Це забезпечує достатню повноту уловлювання аміаку піридинових основ з газуі отримання великокристалічної солі.
Таким чином,отримання сульфату амонію по безсатураторному методу здійснюється в двох установках- абсорбційній і випарно-кристалізаційній.
Розглянемотехнологічну схему отримання сульфату амонію без сатураторним методом[6]. (рисунок 1.2).
Коксовийгаз, що містить аміак і піридинові основи, поступає в абсорбер 1, що є полим апаратоміз форсуночним зрошенням, що складається з двох ступенів, — нижнього та верхнього,розділених між собою горизонтальною тарілкою.
У нижньомуступені 2 абсорберу циркулює розчин, що містить близько 40% сульфату амонію і 1-1,5%вільної сірчаної кислоти. У верхньому ступені 3 абсорберу циркулює розчин що міститьвід 20 до 30% сульфату амонію і 10-12% вільної сірчаної кислоти.
Післяпроходження нижнього і верхнього ступенів абсорбера коксовий газ проходить кислотнуловушку 4, що призначена для видалення бризок маткового розчину.
Коженступінь абсорбера має свою самостійну систему зрошування.
/>
1-абсорбер;2-нижнійступень;3-верхній ступень;4-кислотна ловушка;
5,7,12-збірники;6,8,13,15,25-насоси;9,10-напірнібаки;11-смоловідділювач;14-випарник;16-ценрифуга;17,18-ежектори;19-циркуляуційнатруба;20-сушка; 21, 22-конденсатори; 23-збірник чистого конденсату; 24-збірник брудногоконденсату.
Рисунок1.2 Схема безсатураторного методу отримання сульфату амонію.
Так,з нижнього ступеня абсорбера розчин через гідрозатвір поступає в циркуляційний збірникслабкого розчину 5, звідки насосом 6 подається на зрошування цього ж ступеня. Розчинже з верхнього ступеня абсорбера поступає в циркуляційний збірник міцного розчину7, звідки насосом 8 подається на зрошування верхнього ступеня абсорбера.
Подачарозчину як в нижній, так і у верхній ступені абсорбера робиться на двох рівнях.
Сірчанакислота і вода, необхідні для поповнення циркулюючих розчинів, подаються з напірнихбаків 9 і 10 в циркуляційні збірники першого і другого ступенів 5 і 7.
Частинаматкового розчину з нижнього ступеня абсорбера безперервно відводиться в смоловідділювач11, а. звідти у збірник 12, з якого насосом 13 подається вниз конічної частини трубчастоговипарника 14.
У смоловідділювачівиділяється велика частина смоли яка випливає на поверхню розчину і безперервновидаляється скребковим транспортером. Це забезпечує мінімальне попадання смолянистихречовин у збірник 12 і, отже, запобігає забрудненню сульфату амонію.
У випарнику14 відбувається випарювання води з розчину і кристалізація сульфату амонію. Завдякивакууму (тиск дорівнює 75 мм рт. ст.), що створюється двоступінчатим паровим ежектором,температура кипіння розчину дорівнює 50-60° С. Випарник обігрівається парою низькоготиску, близько 2 кгс/см2. У випарнику є внутрішня циркуляційна труба19 більшого діаметру, ніж трубки, внаслідок чого створюється термічна циркуляціярозчину усередині апарату, яка сприяє росту кристалів.
Пульпа,що утворюється в нижній частині випарника, є сумішшю кристалів сульфату амонію (приблизно50-60% від маси пульпи) і насиченого маткового розчину, відкачується відцентровимнасосом 15 в центрифугу безперервної дії 16. Матковий розчин після центрифуги повертаєтьсяв циркуляційний збірник 5 нижнього ступеня абсорбера. Туди ж поступає промивна водаз центрифуги.
Вологийсульфат амонію з центрифуги поступає в сушарну установку 20 і далі на розфасовку.
Вакууму випарнику створюється за допомогою парових ежекторів 17, 18, в які подається парависокого тиску. Між випарником і першим ступенем ежектора 17 встановлений поверхневийтрубчастий конденсатор 21, охолоджуваний водою. Між ступенями ежектора є також конденсатор22, охолоджуваний водою.
Конденсатгріючої пари, що утворюється у випарнику, поступає у збірник конденсату 23, а конденсати,що утворюються в конденсаторах 21 і 22 поступають у збірник брудного конденсату24. З цих збірників конденсати передаються насосом 25 в напірний бак 10 і, отжейдуть на поповнення циклів або використовуються для інших цілей.
У верхньомуступені абсорбера, окрім доуловлювання аміаку, відбувається також уловлювання піридиновихоснов. Уловлювання піридинових основ здійснюється більше концентрованим розчиномсірчаної кислоти (10-12%) що містить меншу кількість сульфату амонію (20-30%), чимзабезпечується висока міра уловлювання піридинових основ з газу і велика концентраціяїх в розчині.
Для виведенняпоглинених піридинових основ частина маткового розчину з верхнього ступеня абсорберабезперервно відводиться в піридинову установку.
Післявилучення піридину розчин з нейтралізатора піридинової установки поступає в розкислювачкуди подається також сірчана кислота, тут доводиться її вміст до 4-5%, внаслідокчого осідає шлам, який відділяється в шламовому відстійнику. Після шламового відстійникарозчин поступає у збірник циркуляції міцного розчину 7.
Такимчином, в циркуляційний збірник нижнього ступеня абсорбції поступають: розчин з нижньогоступеня абсорбера, вода для поповнення циклу з напірного баку 10, сірчана кислотаз напірного баку 9, матковий розчин з центрифуги, а також надмірний розчин з циклуциркуляції верхнього ступеня абсорбера, зі збірника 7; у циркуляційний збірник верхньогоступеня абсорбера поступають: розчин з верхнього ступеня абсорбера, вода для поповненняциклу з напірного баку 10, сірчана кислота з напірного баку 9, матковий розчин зловушки 4, знепіридинений розчин з піридинової установки.
Аміачніпари з дефлегматора аміачно-вапняної колони, як і при сатураторному методі отриманнясульфату амонію, поступають в абсорбер і в піридинову установку.
1.3 Уловлюванняаміаку водою
Основні реакціїпри уловлюванні аміаку водою — це реакції утворення в розчині гідроксиду амонію,гідрокарбонату, гідросульфіду і ціаніду амонію на стадії абсорбції. Частково відбуваєтьсяфізична абсорбція молекулярного аміаку і цианістого водню, добре розчинних у воді.Виділення аміаку з розчину на стадії регенерації здійснюється десорбцією — аналогічноочищенню надлишкової надсмольної води в аміачних колонах. При цьому леткий аміакі кислі домішки з води практично повністю відганяються і переходять в пароаміачнусуміш. У сучасних процесах цю суміш направляють або на очищення від кислих домішок(Н2S, НСN), а далі аміак спалюється в суміші з водяними парами,або на каталітичне розкладання аміаку і цианістого водню у відновній середі. У варіантііз спалюванням аміаку витягненні з газу сірководень, діоксид вуглецю і цианістийводень повертаються в прямий коксовий газ. При каталітичному руйнуванні аміаку впрямий коксовий газ повертаються заздалегідь охолоджені гази з каталітичного реактора,що містять водень, сірководень, діоксид вуглецю і частково непрореагваний аміак.
Перевагою технологіїуловлювання аміаку слід вважати поєднання процесів абсорбції аміаку з кінцевим охолоджуваннямгазу і відсутність хімічних реагентів. Газ з абсорбера аміаку при 30°С поступаєв абсорбер бензольних вуглеводнів. Вживані в цій технології процеси — безперервні,здійснюються в герметичній апаратурі; відсутнє забруднення атмосфери шкідливимивикидами; застосовується АСУТП з дистанційним контролем оператором з диспетчерськогопункту.
В той же частехнологія має і недоліки, які неможливо усунути:
1. Повне очищеннягазу від аміаку досягається при температурі абсорбенту 30°С, що вимагає підвищенняступеня очищення газу від нафталіну при первинному охолоджуванні газу (залишковийвміст нафталіну в газі 0,8 г/м ). У сучасних схемах цього типу з цієї причини газохолоджують в холодильниках з горизонтальними трубами до зниженої температури (20°С). Використовують холодильні машини для подачі в нижню секцію газових холодильниківводи при температурі 18 °С .
2. Обов'язковепрактично повне очищення газу перед аміачним абсорбером від смоли (концентраціяв очищеному газі 20 мг/м3 ).
З. Вода є неселективнимабсорбентом аміаку і володіє невисокою аміакоємністю. Для підвищення аміакоємкостіза рахунок хімічних реакцій — утворення з'єднань аміаку з кислими газами використовуютьабсорбери з більшою поверхнею насадки і максимальним часом контакту фаз. При цьомуразом з аміаком абсорбується до 30-40% сірководню і цианістого водню від ресурсівв коксовому газі.
4. При невисокійаміакоємкості розчину в циклі кругового очищення газу («абсорбер — десорбер — теплообмінники- абсорбер») обробляється великий об'єм абсорбенту (100 м3 на 100 тис.м3 газу в годину). Наслідок цього великі поверхні холодильників і теплообмінниківводи, дорогі десорбери, велика витрата пари на відгін аміаку і кислих газів з абсорбентуі так далі.
5. Абсорбенті пароаміачна суміш, що містять сірководень, діоксид вуглецю і ціаністий водень,вьісококорозіонноактивні при підвищеній температурі. Тому апаратуру регенераціїаміачної води виготовляють з високолегированої сталі або титану. Сталева апаратурашвидко виходить з роботи унаслідок корозії.
6. Навіть заумови ефективного очищення коксового газу від смоли спостерігаються відкладенняв теплообмінній апаратурі вузла регенерації розчину. Великий об'єм абсорбенту ілетючість домішок, що містяться в ньому, не дозволяють використовувати поширеніспособи очищення розчину від суспензій (смоли, вугільний пил).
7. Переробкапароаміачних сумішей, забруднених сірководнем і цианістим воднем, в цьому процесіускладнена. При спалюванні аміаку пароаміачна суміш заздалегідь очищується від кислихдомішок. При каталітичному руйнуванні аміаку утворюється низькокалорійний газ (до500 ккал/м3), що містить водень, аміак, сірководень, цианістий водень,оксид вуглецю в об'ємі 8% від коксового газу, який при його поверненні в прямийгаз до первинних газових холодильників збільшує навантаження на апаратуру по всіхвідділеннях обробки коксового газу. Каталітичний реактор вимагає складної системиавтоматичного регулювання і блокування.
Комплексноавтоматизована технологія очищення коксового газу від аміаку водою у поєднанні зкруговим аміачним очищенням газу від сірководню каталітичним розкладанням аміакуі цианістого водню і отриманням сірки по методу Клауса один з широко поширених сучаснихспособів комплексного очищення коксового газу з підвищеним вмістом сірководню.
На деякихзаводах для уловлювання аміаку з коксового газу використовують холодну воду. Нарисунку 1.3 показана схема уловлювання аміаку з охолодженням газу перед скруберомв трубчастому газовому холодильнику .
Охолодженийв холодильнику 1 коксовий газ поступає в послідовно включені аміачні скрубери 3,де промивається водою з аміачної колони. З першого по ходу газу скрубера вода спрямовуєтьсяна дистиляцію.
/>
1-холодильник;2-збірникконденсату;3-скрубери;4-насоси.
Рисунок1.3 Схема уловлювання аміаку водою у скруберах[7]
В результатіпроведення дистиляції в якості продукту виходить концентрована аміачна вода. Післявиділення аміаку і охолодження вода повертається на останній по ходу газу скрубер(круговий процес).
Вмістаміаку в газі після скруберів не повинен перевищувати 0,03 г/м3. Витратаводи на уловлювання аміаку складає 0,6-0,7 л/м3 газу. Поверхня насадкиаміачних скруберів складає 0,7- 1 м2 на 1 м3/ч газу. [7]
Одночасноз аміаком з газу уловлюються двоокис вуглецю, сірководень і цианістий водень, щорозчиняються у воді і взаємодіють з аміаком. Вміст аміаку та інших компонентів уводі залежить від їх вмісту в газі, температури уловлювання величини поверхні ітривалості контакту газу з водою.
Зазвичайв скруберній воді міститься 10-20 г/л аміаку, 8-10 г/л двоокису вуглецю, 2-4 г/лсірководню, близько 1 г/л цианістого водню, близько 1 г/л фенолів. Частина аміакузнаходиться в скруберній воді у вигляді солей, що розкладаються при кип'яченні,(NH4)2СO3, (NН4)2S, NH4CN і частина аміаку — у вигляді з'єднань NH4Cl, NH4CNS, (NH4)2SO4, (NH4)2SO3, (NH4)2S2O3 та ін. [7]
Температурагазу до кінцевого холодильника і точка роси залежать від температури газу післяпервинного охолодження і міри стискування газу в нагнітачі. Нормальна температурагазу перед кінцевим холодильником не повинна перевищувати 65°С, а точка роси маєбути не вище 35°С. Температура газу після кінцевого холодильника залежить від температуриохолоджувальної води і не повинна перевищувати 28°С. Більш глибше охолодження газусприяє інтенсивному поглинанню аміаку і, отже збільшенню його концентрації в скрубернійводі. Це дозволяє понизити витрату пари на відгін аміаку .
Температураводи, що поступає на поглинання аміаку з газу, не повинна перевищувати 25° С. Приабсорбції малою кількістю води з тим, щоб отримати високі концентрації аміаку вскруберній воді, істотну роль грає відведення тепла, що виділяється при поглинанніаміаку.
На рисунку1.4 приведений один з варіантів схеми процесу очищення коксового газу від аміакуводою з отриманням концентрованої аміачної води [1].
У скрубері1 здійснюється промивка коксового газу холодною водою (питома витрата 0,6-0,7 л/м3газу) внаслідок чого газ очищається, а вода поглинає аміак (і частково кислігази) і виводиться у збірник 1а, куди також поступає надмірна вода процесу коксування.
Скрубернавода зі збірника 1а насосом 2 подається в напірний бак 3, звідки основний її потік(близько 90%) поступає на другу або третю тарілку дисоціатора 5 (заздалегідь підігріваючисьв теплообміннику 4 до температури 50-60 °С), а інша (близько 10%) — безпосередньона його верхню тарілку.
/>
1-скрубер;1а-збірник;1б,16-приколонки;2,8-насоси;3-напірний бак;4-теплообмінник;5-дисоціатор;6,13-колони;7-яма;9-градирня;10-дефлегматор;11-конденсатор;12-мірник;14-воронка;15-змішувач.
Рисунок1.4 Схема процесу очищення коксового газу від аміаку водою з отриманням концентрованоїаміачної води
У нижнючастину дисоціатора 5 підводиться пара для підігрівання скруберної води, що стікаєпо тарілках, до температури 95 — 98°С, внаслідок чого відбувається виділення з водив парову фазу кислих газів, які разом з аміаком спрямовуються у верхню частину дисоціатора5. Внаслідок того, що верхня тарілка дисоціатора 5 живиться холодною скруберноюводою, а нижні тарілки — водою при температурі 50-60°С, відбувається охолодженняі часткова конденсація парової фази, що піднімається, яка на виході з дисоціатора5 має температуру близько 45°С.
Завдякитакому режиму роботи істотно знижується концентрація аміаку в парах, що покидаютьдисоціатор 5, оскільки розчинність аміаку у воді при знижених температурах значноперевищує розчинність кислих газів. Така попередня обробка скруберної води дозволяєвиділити з неї до 80% діоксиду вуглецю і до 50 % сірководню, тобто відповідно понизитиїх вміст в отримуваному на стадії регенерації поглинача товарному продукті.
Парипісля дисоціатора 5 додатково очищаються від аміаку в промивачі 17 і спрямовуютьсяв газопровід (чи можуть бути безпосередньо використані для отримання сірчаної кислоти),а гаряча скруберна вода спрямовується на парову регенерацію в колону 6. За відсутностінеобхідності виділення кислих газів (допускається їх присутність в отримуваній концентрованійаміачній воді) скруберна вода після теплообмінника 4 може подаватися безпосередньов колону 6, минувши дисоціатор.
У вичерпнійчастині колони 6 із скруберної води аміак і залишкова кількість кислих газів десорбуютьв парову фазу. Регенерована скруберна вода при температурі дещо більше 100°С виводитьсяз колони 6 і спрямовується в теплообмінник 4 (для теплообміну з вихідною скруберноюводою), а потім до ями 7, звідки насосом 8 подається в градирню 9 (де охолоджуєтьсядо 25 — 30 °С) і насосом 19 — на зрошування скрубера 1.
Наявністьдефлегматора 10, а також зміцнюючої частини в колоні 6 сприяє збільшенню концентраціїаміаку в паровій фазі, що поступає в конденсатор 11, за рахунок часткової конденсаціїводяної пари (при температурі 89-92 °С) і повернення того, що утворюється в дефлегматорі10 аміаковмісного конденсату на верхню тарілку колони 6 у вигляді флегми.
Повнаконденсація концентрованої аміачної пари в трубчастому конденсаторі 11 забезпечуєотримання товарного продукту, що виводиться через оглядовий ліхтар в мірник 12 притемпературі не більше 30°С.
Для запобіганнянакопиченню пов'язаних солей аміаку в оборотній скруберній воді частина її подаєтьсяна живильну тарілку колони 13, працюючу аналогічно колоні 6 з тією лише різницею,що після десорбції літкого аміаку, що стікає з вичерпної частини колони 13 водазмішується з розчином лужного реагенту (сода, вапно, луг), що подається з воронки14. Після хімічної взаємодії і розкладання пов'язаних солей в змішувачі 15 водаз низу колони 13 спрямовується на верхню тарілку приколонку 1 б, де в результатіподачі гострої пари десорбує аміак, що вивільнився хімічним шляхом, який разом зводяними парами поступає в середню частину колони 13. З нижньої частини приколонку16 стічна вода поступає у відстійник 18, а її надлишок виводиться з технологічногоциклу. При необхідності розкладанню пов'язаних солей може передувати процес знефеноленняводи, що поступає з вичерпної частини колони 13.
Для отриманняконцентрованої аміачної води з меншим вмістом сірководню і діоксиду вуглецю використовуютьспеціальні прийоми, зокрема процес дисоціації здійснюють під тиском або використовуютьвапно при паровій регенерації скруберної води (для зв'язування кислих газів в початковійводі і уловлювання їх з аміачної пари). Такі прийоми можуть забезпечити зниженнявмісту сірководню в продукті до 0,005 % і менше.
1.4 Отримання безводного аміаку
Отриманнябезводного (рідкого) аміаку здійснюється шляхом ректифікації під тиском чистої (щоне містить кислих газів) концентрованої аміачної води, яка отримується при витяганніаміаку з коксового газу круговим фосфатним методом. Принципова технологічна схемацього процесу приведена на рисунку 1.5 [1]. Абсорбція аміаку з газу здійснюєтьсяпри температурі 40 — 50°С поглинальним розчином моноамонійфосфату, що містить 330-380г/л NH4H2PO4 і 8 — 12 г/л (NH4)2HPO4 в двоступінчатому абсорбері1. Перший (по ходу газу) ступінь абсорбера 1, розташований нижче розділяючої перегородки3, працює в режимі форсуночного зрошування, яке забезпечується циркуляційним насосом2, а друга (вище за перегородку 3) – у
/>
1-абсорбер;2,5,11,21-насоси;3-перегородка;4-смоловідділювач;6-теплообмінник;7-підігравач;8-регенатор;9-конденсатор;10-збірник;12-колонаректифікації; 13-дефлегматор; 14-холодильник; 15,20-збірники; 16-підігрівач; 17-евапаратор;18-пароінжекторна установка; 19-холодильник.
Рисунок1.5 Схема уловлювання аміаку з коксового газу круговим фосфатним методом.
барботажномурежимі й оснащена пакетом тарілок спеціальної конструкції. Такі умови витяганняаміаку обмежують розчинення кислих газів у поглиначі і забезпечують нормативні вимогидо очищення коксового газу.
У другому(барботажному) ступеню абсорбера 1 поглинальний розчин містить переважно однозаміщенуформу фосфату амонію і характеризується вищою кислотністю (рН 5,2 — 5,6), що сприяєповнішому витяганню аміаку.
У першому(форсуночному) ступеню в результаті витягання аміаку і взаємодії його з моноамонійфосфатом(МАФ) зростає вміст діамонійфосфату (ДАФ) до величини близько 230-250 г/л, при цьомурН розчину зростає до 5,8 — 6,5. Насичений розчин фосфатів амонію виводиться з першогоступеня абсорбера 1 на регенерацію при питомій витраті 30-35 м3/т витягуваногоаміаку. Цей розчин містить смолянисті та інші зважені домішки, вимиті з газу у зв'язкуз чим він передусім {піддається тривалому відстою в смоловідділювачі 4, потім насосом5 подається, в тарілчастий регенератор 8, працюючий під надмірним тиском близько0,35 МПа. При цьому розчин ДАФ підігрівається в парорідинному теплообміннику 6,а потім в паровому підігрівачі 7 до температури близько 180 °С. У регенераторі 8під впливом температури відбувається гідроліз діамонійфосфату з виділенням молекулярногоаміаку, який десорбує в парову фазу і відноситься висхідним потоком водяної париу верхню частину регенератору 8, де на верхніх тарілках здійснюється їх промиваннярозчином лугу для доочистки від кислих газів (на рисунку 1.5 не показано). Пароаміачнасуміш охолоджується спочатку в теплообміннику 6, а потім в конденсаторі 9, де утворюєтьсяконцентрована аміачна вода, що направляється у збірник 10.
Концентрованааміачна вода, що практично не містить кислі гази подається насосом 11 через паровийпідігрівач в колону ректифікації 12, працюючу під тиском 1,5 — 2,0 МПа (відповіднатемпература кипіння води близько 200°С). Колона 12 в нижній частині обладнана виноснимциркуляційним підігрівачем 16, за допомогою якого в ній підтримується відповіднийтиск і створюється висхідний потік парогазової фази. У вичерпній частині колони12 відбувається десорбція аміаку з аміачного розчину, що поступає, а у верхній зміцнюючійчастині — концентрація аміачної пари. Конденсація водяної пари в дефлегматорі 13забезпечує живлення зміцнюючої частини колони 12 висококонцентрованою (по аміаку)рідкою фазою і отримання практично безводної парової фази, що конденсується підтиском у холодильнику 14 з утворенням рідкого аміаку, що поступає в спеціальнийзбірник 15.
Збідненааміачна вода з низу колони 12 поступає в нижню частину регенераційної колони 8,звідки разом з регенерованим розчином МАФ виводиться в евапоратор 17, працюючийпід вакуумом близько 400 мм рт. ст., де відбувається часткове випарне охолодженнярозчину і додаткова десорбція аміаку водяними парами, що утворилися.
Післяевапоратора 17 регенерований розчин МАФ остаточно охолоджується в холодильнику 19і поступає у збірник 20, звідки насосом 21 знову подається в абсорбер 1. Температурацього розчину встановлюється з урахуванням температури і відносного вологовмістугазу, що поступає в абсорбер 1, і є одним з чинників забезпечення водного балансуустановки, що впливає на міру упарювання оборотного поглинального розчину коксовимгазом. Кондиційність оборотного розчину по розчинених домішках забезпечується шляхомвиводу з циклу відповідної його кількості зі збірника 20.
Вакуумв евапораторі 17 забезпечується за рахунок пароежекторної установки 18, призначеноюяк для евакуації аміаковмісної парогазової суміші з евапоратору 17, так і для створеннявисхідного потоку парової фази-носія в регенераційній колоні 8.
Приведенийвище процес забезпечує отримання рідкого продукту, що містить 99,99 % аміаку і небільше 0,003 % діоксиду вуглецю, який може бути використаний як в якості сировинипри виробництві органічних і неорганічних азотвмісних речовин, так і в якості висококонцентрованогоазотного добрива. Для зберігання і транспортування цього продукту застосовуєтьсяспеціальне устаткування і транспортні засоби.
1.5 Очищеннякоксового газу круговим фосфатним способом зі знищенням аміаку
Технологіяочищення газу круговим фосфатним способом із знищенням аміаку, упроваджена у ВАТ«Кокс» в 2000 р. по раніше виконаних розробках Вухіна й Уральського політехнічногоінституту, всесторонньо досліджена і удосконалена в період більш ніж трилітній експлуатаціїпромислової установки великої одиничної продуктивності (до 120 тис. м3/ч газу, що очищається.
Нові технічнірішення, захищені патентами і «ноу-хау», вигідно відрізняють технологічний процесвід способу ФОСАМ. Фактично утворений новий, найбільш економічний спосіб очисткикоксового газу, що відповідає перспективним вимогам за умовами праці, екологічноюі промисловою безпеки:
1) абсорбціяаміакуздійснюєтьсяселективновтарільчастофорсуночному апараті до залишкового вмісту аміаку в газі 0,03 г/м3;з газу абсорбується 0,7% сірководню і 3,5% цианістого водню (від ресурсів в газі);абсорбер одиничною потужністю 100 тис. м3/ч має мінімальні розміри: діаметр3600 мм, висота 23 м, гідравлічний опір 450 мм вод. ст.;
2) регенераціюрозчину діамонійфосфату здійснюють в колоні мінімальних розмірів (діаметр 1800 мм,висота 14 м) завдяки оптимізації режиму барботування на тарілках апарату;
3) розчин передрегенерацією очищують від зважених забруднень ефективним способом, що забезпечуєтривалу експлуатацію устаткування без очищення від відкладень; застосовують високоефективнийі надійний спосіб охолоджування регенерованого розчину; в процесі освоєння технологіївстановлено, що прийнята конструкція абсорбера забезпечує повне уловлювання аміакупри подачі регенерованого розчину в нього при температурі 70°С;
4) в періодтрьохлітньої експлуатації в промислових умовах були проведені випробування добавокортофосфорної кислоти трьох сортів на поновлення втрат розчину ортофосфатів амонію;обрані доступні сорти очищених кислот з гарантованим їх отриманням з підприємств-постачальників;
5) пароаміачнасуміш після регенератора мінімально забруднена сірководнем (0,08-0,02 г/кг), щоне вимагає очищення від кислих домішок перед реактором знищення аміаку спалюванням;
6) створенийагрегат спалювання аміаку в горизонтальному циклонному реакторі з незалежними топкамиспалювання коксового газу і висококонцентрованої пароаміачної суміші; конструкціяреактора дозволяє отримати продукти горіння з мінімальним вмістом оксидів азотуі при охолодженні цих газів забезпечити максимальну паропотужність котла-утилізатора;
7) технологіякерується АСУТП, управління відбувається з диспетчерського пункту двома операторами.
Технологічнасхема процесу очищення коксового газу круговим фосфатним способом із знищенням аміакузображена на рисунку 1.6 [3].
Коксовий газ,охолоджений в холодильниках з горизонтальними трубами, очищений від нафталіну іаерозолів смоли в скрубері Вентурі і нагнітачах, подають при 55-60 °С у абсорбер1. В якому розчином моноамонійфосфату (МАФ) з газу уловлюється аміак. Далі газ поступаєв бензольно-скруберне відділення, де охолоджується при закритому циклі кінцевогохолодильника. Сирий бензол уловлюється кам'яновугільним поглинальним маслом в скруберахз плоскопаралельною насадкою.
Очищений газподають споживачам на спалювання в котлах ГРЕС, котельні заводу і опалювальні системікоксових батарей.
Розчин ортофосфатівамонію (переважно діамонійфосфату — ДАФ) після абсорбера 1 насосом подають у відстійники2, де він очищується від уловлених з газу домішок смоли. Розчин, що відстоявся,насосом подається через теплообмінники 3 в регенератор 4, в якому з розчину паром
/>
1-абсорбераміаку; 2-відстійник розчину ДАФ; 3-теплообмінник; 4-регеніратор; 5-випарювач; 6-промзбірникрозчину МАФ; 7-холодильник; 8-резервуар розчину МАФ; 9-промзбірник розчину ДАФ;10-промзбірник смоли; 11-кондесатор; 12-промзбірник водяного аміаку; 13-десорбер;14-пічь-реактор; 15- котел-утилізатор;16-димовідсмоктувач; 17-димар; А-прямий коксовий газ; Б-зворотній коксовий газ;В-смола у відділення конденсації; Г-вода у збірник води після аміачних колон; Д-пар;Е-димові гази.
Рисунок 1.6Технологічна схема відділення очистки коксового газу зі знищенням аміаку
десорбуєтьсяаміак. Регенератор має випарник 5. У випарник і куб регенератора подають перегрітупару. Співвідношення витрати «гострої» і «глухої» пари регулюється- для підтримки постійної концентрації розчину ортофосфатів в абсорбційно- десорбційномуциклі. Регенерований розчин МАФ з молярним співвідношенням аміаку до фосфорної кислоти1,25-1,28 з регенератора поступає в теплообмінники З, нагріває розчин ДАФ, охолоджуєтьсядо 80-90 °С і скидається в промзбірник розчину МАФ 6. Звідси розчин насосом прокачуєтьсячерез холодильники 7 і після охолоджування до 40-45 °С поступає в резервуар 8, зякого надлишок розчина крізь перелив перетікає в промзбірник 6. З резервуару 8 розчинДАФ насосом подається на верхню тарілку абсорбера 1.
Розчин з нижньоїтарілки стікає в шар циркулюючого розчину нижньої порожнистої секції абсорбера іззрошуванням форсунки. З абсорбера через гідрозатвір він перетікає в промзбірник9, з якого насосом подасться на циркуляцію через форсунки нижньої секції абсорбера.У промзбірник автоматично підтримується постійний рівень відкачуванням надлишкурозчину ДАФ з нагнітальної лінії циркуляційного насоса в перший по ходу розчинувідстійник 2. Після відстою від домішок смоли і вугільних часток розчин ДАФ подаєтьсянасосом в теплообмінники 3, а потім при 110-120 °С поступає на верхню тарілку регенератора4. Смола періодично по графіку виводиться з поверхні відстійників в промзбірник10, з якого у міру накопичення відкачується в механізованих освітлювачів відділенняконденсації.
Пароаміачнасуміш (ПАС) з регенератора, що містить 15-20% аміаку, ділиться на два рівні потоки;50% ПАС проходить через конденсатори 11. Концентрована аміачна вода з конденсаторівстікає в промзбірник 12, з якого насосом подається на верхню тарілку десорбера 13установок спалювання аміаку. Друга половина ПАС вводиться в середню частину міжтарільчастогопростору десорбера 13. У куб десорбера подають «гостру» пару. Воду з десорбераз вмістом леткого аміаку 0,1—0,15 г/дм3 передають в збірник води післяаміачної колони.
ПАС з десорберапоступає в пічь-реактор термічного руйнування і спалювання аміаку 14. У верхнійчастині печі-реактора розміщені пальники для спалювання коксового газу. Коксовийгаз спалюється при змішуванні з повітрям і при температурі 1450 °С; продукти горінняу вихровому потоці поступають в зону подачі пароаміачної суміші. При нагріві останньоїпродуктами горіння коксового газу до температури 800-1000°С аміак в основному термічноруйнується — виходять азот і водень. Частка аміаку і водень при подачі повітря взону нижче за введення ПАС спалюють при температурі на виході з печі 1150°С. Продуктигоріння після реактора проходять через котел-утилізатор 15, охолоджуються до 140-160°С і димовідсмоктувачем 16 подаються в димар 17.
У котлі-утилізаторіотримують перегріту пару середнього тиску (12-14 атм). Велика частка пари використовуєтьсяв технології очищення газу від аміаку; невеликий надлишок передають на завод. Уексплуатаційному режимі відділення очищення газу від аміаку працює без зовнішньогопароспоживання. Для умов планової або аварійної зупинки вузла знищення аміаку передбаченаможливість конденсації всього об'єму пароаміачної суміші в конденсаторах 11 і передачаконцентрованої аміачної води в накопичувальний резервуар, розрахований на декількадіб роботи без установки спалювання. Для цих умов передбачено резервне постачанняпарою відділення очищення газу від мережі заводу. Резервні піч-реактор і котел-утилізаторпроектом не передбачені. Відділення очищення газу зі знищенням аміаку працює в автоматичномурежимі. Система АСУТП розроблена фахівцями заводу. Управління агрегатами очищеннягазу і знищення аміаку здійснюється з пульта двома операторами в зміну .
2 Фізико-хімічні основи виробництва
Отриманнясульфату амонію засноване на поглинанні аміаку з коксового газу розчином сірчаноїкислоти і протіканні реакції нейтралізації [4].
2NH3+H2SO4→(NH4)2SO4+q (2.1)
Процеснейтралізації сірчаної кислоти аміаком протікає в дві стадії:
-утвореннякислої солі — бісульфату амонію
H2SO4+NH3→NH4HSO4; (2.2)
-перетвореннякислої солі на середню у міру перенасичення розчину аміаком
NH4HSO4+NH3→(NH4)2SO4 (2.3)
Ці реакціїпротікають з виділенням тепла, кількість якого залежить від умов ведення процесу.При взаємодії чистого аміаку і насиченого розчину сульфату амонію що містить 7-8%вільної кислоти, тепловий ефект сумарної реакції складає при 47,5°С 815 кДж/кг сульфатуамонію, а при 66,3°С 1855 кДж/кг При поглинанні аміаку з коксового газу тепловийефект процесу значно менший оскільки частина аміаку знаходиться у вигляді леткихз'єднань з сірководнем, вуглекислотою і іншими кислими газами, на розкладання якихвитрачається тепло. Для практичних розрахунків можна приймати тепловий ефект сумарноїреакції рівним 1180 кДж/кг сульфату амонію.
Співвідношенняміж сульфатом та бісульфатом в розчині визначається кислотністю останнього. Принизькій кислотності (1-2%) в розчині переважає сульфат, який випадає з пересиченогорозчину у вигляді кристалів. При підвищенні кислотності розчину до 34% середня сільпереходить практично повністю в кислу, яка має кращу розчинність у воді і в кислихрозчинах. При 60°С розчинність сульфату амонію у воді складає 46,6%, при підвищеннікислотності до 19% вона практично не міняється, а потім поступово росте і при кислотності34% досягає максимуму (близько 52%) після чого починає знижуватися.
Утвореннякристалів сульфату амонію відбувається при пересиченні маткового розчину за рахунокбезперервного процесу поглинання аміаку сірчаною кислотою або в результаті упарюваннярозчину. Кристалізація розпочинається з утворення центрів кристалізації — зародківкристалів. Для отримання великих кристалів необхідно забезпечити умови для їх росту,інтенсивність якого залежить від швидкості дифузії сульфату амонію з розчину дограней кристалів швидкості переходу молекул солі з рідкої фази в тверду і швидкостівідведення прихованої теплоти кристалізації від поверхні кристалів в розчин. Приінтенсивному перемішуванні розчинів процеси дифузії сульфату амонію з розчину дограней кристалів і відведення тепла кристалізації настільки інтенсифікуються, щопрактично не роблять впливу на процес кристалізації. При цьому швидкість переходуречовини з рідкої фази в тверду пропорційна другому ступеню різниці концентраціїпересиченого і насиченого розчинів
/> (2.4)
Коефіцієнтшвидкості кристалізації К залежить в сильній мірі від умов кристалізації. Експериментальновстановлено, що основними чинниками, що роблять вплив на ріст кристалів, являютьсяінтенсивність перемішування температура і кислотність маткового розчину, а такожконцентрація різних домішок в нім.
Шляхомперемішування розчинів можна прискорити ріст дрібних кристалів, затримати утвореннянових зародків або розчинити центри кристалізації, що вже утворилися. Для отриманнявеликих кристалів необхідно підтримувати їх тривалий час в зваженому стані в пересиченомурозчині, що може бути забезпечено за наявності висхідного потоку розчину в кристалізаторі.При такому русі розчину створюються сприятливіші умови для росту великих кристалів,оскільки вони мають більшу енергію кристалізації і розташовані в нижній частинікристалізатора, куди підводиться свіжий пересичений розчин.
Дрібнішікристали і зародки в таких умовах поступово розчиняються, оскільки вони мають більшурозчинність і знаходяться у верхній частині кристалізатора, де міра пересиченняматкового розчину незначна. Коли розмір кристалів досягає певної величини, вониосідають на дно кристалізатора і виводяться в якості продукту.
Утвореннювеликих кристалів сприяють нижча температура і кислотність маткового розчину. Увиробничих умовах розчин постійно контактує з холодними стінками апаратів й трубопроводів,внаслідок чого він стає пересиченим і в цих зонах утворюються нові зародки кристалів.При накопиченні їх в системі не можуть бути отримані великі кристали через нестачупересиченого розчину. Чим вище температура маткового розчину, тим значніше впливмісцевих переохолоджень розчину, тим більше зміст дрібних фракцій в отримуваномупродукті.
Для отриманнявеликокристалічного продукту процес кристалізації повинен проводитися при можливонизькій температурі, а апарати і трубопроводи мають бути теплоізольовані.
Підвищеннякислотності розчину призводить до збільшення змісту бісульфату амонію зростаннюв'язкості і щільності розчину, припиненню росту кристалів. Бісульфат піридину, щоутворюється при цьому, також перешкоджає росту кристалів і сприяє збільшенню тієїсолі, що злежується при зберіганні.
Найбільшвеликі кристали виходять при кислотності розчину 1-2%. Проте, якщо кристалізаціясульфату амонію робиться в апараті для поглинання аміаку сірчаною кислотою при такійкислотності відбувається інтенсивне відкладення кристалів на стінках апарату і втрубопроводах, порушується нормальна робота установки. З цієї причини в таких установкахпідтримується кислотність маткового розчину на рівні 4-5%. При цьому дуже важливопідтримувати однакову кислотність в усьому об'ємі розчину і виключати утвореннянейтральних зон, в яких виходить сіра або чорна сіль (перепал).
Істотнийвплив на ріст кристалів і їх форму роблять різні домішки в матковому розчині. Призмісті більше 1 г з'єднань окисного (трьохвалентного) заліза в 1 кг розчину збільшуєтьсязміст дрібних фракцій в продукті. Наявність в розчині хрому, алюмінію, кадмію сприяєутворенню голчастих кристалів, які при зберіганні легко ламаються, утворюючи пил,і схильні до злежування. Наявність в розчині цианідів і хлоридів також перешкоджаєросту кристалів.
Негативнадія названих домішок може бути обмежена при введенні в розчин щавлевої кислоти,сульфату магнію і щавлевокислого кальцію, сечовини, з'єднань закисного (двовалентного)заліза, марганцю, кобальту.
Домішкив матковому розчині не лише перешкоджають росту кристалів, але і надають їм різнезабарвлення. Сірий колір сульфату амонію обумовлений наявністю смолянистих речовин,сірчистих з'єднань заліза, міді, свинцю. Жовте забарвлення дають з'єднання миш'яку.Роданисті з'єднання у присутності слідів заліза дають червоне або рожеве забарвлення.Блакитний колір надає сульфату берлінська лазур. Крім того, цианісті з'єднання утворюютьіз залізом комплексні з'єднання, які в суміші з іншими речовинами надають сульфатуколірні відтінки від зелено-жовтого до фіолетового.
Для отриманнясульфату амонію білого кольору необхідно робити попереднє очищення коксового газувід смолянистих речовин цианістого водню і сірководню, застосовувати чисту сірчанукислоту та апаратуру з корозійностійких матеріалів.
2.1 Заходи проти злежування
Важливимпоказником якості сульфату амонію є розсипчастість. Для підвищення цього показникуу сульфат амонію вносять добавки.
На коксохімічнихпідприємствах, які випускають мілкокристалічний сульфат амонію, у якості антизлежувальноїдобавки впродовж останніх років використовували сульфазол. За ці роки виявлені негативнівластивості сульфазолу. Тому були запропоновані у промисловості інші антизлежувальнідобавки порошкоподібного типу, наприклад шлаки, сульфат монометиламіну, залізовміснідобавки. Однак, цим добавкам, як і сульфазолу, властиві такі недоліки, як дефіцитністьчи відсутність промислового виробництва, наявність технологічних утруднень, що пов’язаніз їх внесенням, екологічні, що виникають при їх застосуванні.[8]
Політехнічнимінститутом Томська спільно з Кемеровським коксохімічним заводом розроблена і освоєнанова антизлежувальна добавка до сульфату амонію — НМ. Добавка НМ недефіцитна, вдесятеродешевше сульфанолу, нетоксична, не є поверхнево-активною речовиною, тому відпадаєнеобхідність перевірки її дії на рослинні та тваринні організми, що зазвичай виникаєпри пропозиції нових кондиціонуючих добавок для мінеральних добрив. Добавка НМ легкорозчиняється у воді і не викликає спінювання технологічних розчинів, її склад: сумішаміачної селітри і карбаміду в співвідношенні 1:1 (масові долі); концентрація речовинв розчині 30%. [8]
Введення в сульфат амонію гігроскопічної добавки НМ може викликатирізке зниження гігроскопічної точки продукту, аж до величини критичної відносноївологості, рівної 20% при 25°С. Сульфат амонію з добавкою НМ в умовах змінної відносноївологості повітря поводитиметься абсолютно інакше, ніж продукт без добавки. Такийпродукт не зможе висохнути повністю, а тому не злежиться. Між кристалами речовинизавжди присутня рідка фаза. При 35°С значення критичної відносної вологості для сульфату амонію з добавкоюНМ знижується до 8%, означає і в умовах сухого жаркого клімату добавка НМ забезпечуватимеотримання розсипчастого продукта. Якщо вміст добавки НМ в сульфаті амонію складає 0,1-0,3%, то перевищеннямеж норм вологи по ГОСТ 9097-82 в продукті не спостерігається. Застосування добавкидозволяє отримати 100 % розсипчастість сульфату амонію.
Значне зниження злежуваності досягається при обробці сульфату амонію10 % розчином хлорного заліза. При витраті хлорного заліза 0,05-0,1 % сіль практичноне злежується, але при цьому відбувається підвищення кислотності сульфату амоніюна 70-80%.[9]
На Ждановському коксохімічному заводі у якості антизлежувальної добавкивипробовували мартенівський тонкоподрібнений шлак (як найбільш доступний і дешевий).[10]
Для обробки сульфату амонію шлаком в цеху уловлювання встановили дозатор,схема якого приводиться на рисунку 2.1.
/>
1-бункер; 2-шнек; 3-клапан; 4-труба; 5-сітка; 6-електродвигун; 7-сушка
Русинок 2.1 Схема дозатора
Шлак засипають в бункер 1, у верхній частині якого знаходиться металевасітка 5 для відділення крупних шматочків. При видачі солі з сушарки автоматичновключається шнек 2і відкривається клапан 3, шлак подається через розподільніотвори в трубі 4на сульфат амонію. Попередні випробування по подачі мартенівськогошлаку перед сушаркою 7 показали неефективність цього способу, оскільки спостерігалисясильне пиління та значні втрати шлаку з викидами з сушарки (6 — електродвигун).
Кількість доданого шлаку складала 0,1-0,5%. Введення шлаку в кількості,що перевищує 0,5%, впливає на вміст азоту в добриві, яке не має бути менше 21%.
Ступінь злежування оцінювали наступним способом: закладали обробленішлакому проби сульфату амонію вмішках, а також з сіллю без добавки шлаку на шестимісячне зберігання в штабелях.Після закінчення зазначеного терміну вміст мішків аналізували на розсипчастістьпо ГОСТ 21560.5-82. Вміст шлаку в обробленому сульфаті амонію визначали по кількостіфосфору, який є одним з компонентів мартенівського шлаку.
Аналіз результатів промислового випробування показав, що в процесішестимісячного зберігання початковий сульфатамонію без добавки шлаку злежувався до моноліту, розсипчастість коливалася в межах 28,8-70,1. В той же час сіль з добавкоюмартенівського шлаку вільно висипалася з мішків. Це можна пояснити тим, що тонкоподрібненийшлак роз'єднує поверхню сульфату амонію, а основні оксиди, що входять до складушлаку нейтралізують надмірну сірчану кислоту, яка сприяє злежуванню готового продукту.Одночасно мікроелементи, що входять до складу шлаку, самі є мікродобривами.
Таким чином, вміст добавки повинен складати 0,3-0,5%. При цьому якістьсульфату амонію повністю відповідає вимогам стандарту, а розсипчастість складає98,7-99,8%.[10]
У лабораторних умовах випробували наступні тверді добавки: золу ТЕЦЯсиновського коксохімічного заводу, феросплавний пил, шлам газоочистки, шлакову мукуконвертерного цеху і подрібнений гранульований шлак доменного цеху, а також подрібненийсилікатний пісок.
З рідких добавок випробовували відходи власного виробництва: регенерованийрозчин ділянко сірко очистки, лужні води цехів ректифікації і смоло переробного.Витрата добавки у всіх випадках складала 0,5 %(масові долі) на суху речовину. Післяобробки сульфат висушували до первинної вологи.
Результати наведені у таблиці 2.1
Таблиця 2.1 Результати випробуваньДобавка Зусилля руйнування брикету Візуальна характеристика брикету Тверді – 88,2 Твердий Зола ТЕЦ 19,6 Розсипається при легкому натисканні Гранульований шлак 58,8 Зберігає форму, краї осипаються Силікатний пісок 39,2 Теж саме Феросплавний пил Не утворюється Шлам газоочистки Теж саме Шламова мука —»— Рідкі Регенерований розчин —»— Лужні відходи: ректифікації —»— Смолопереробного цеху 49,0 Зберігає форму, краї осипаються
Хорошою розсипчастістю володіє сульфат після обробки металургійнимпилом і регенерованим розчином сіркоочистки. Відмічено, що після зберігання сульфатуз добавкою регенерованого розчину він набуває слабо-рожеве фарбування. З металургійнихпилів кращий феросплавний, оскільки він не змінює колір сульфату. Навіть повністювисушений сульфат злежується, а оброблений добавками зберігає сипучість протягомроку. [8]
Таким чином, ефективними антизлежувальними добавками можуть бути відхідкоксохімічного виробництва-відпрацьований розчин сіркоочистки і деякий металургійнийпил.
3. Характеристика сировини, напівпродуктів і готової продукції
3.1 Характеристикасировини
Основноюсировиною цеху уловлювання є коксовий газ, продукт коксування кам'яновугільної шихтив камерах коксових батарей.
Складпрямого (сирого) коксового газу того, що виходить з камер коксових печей, його вихіді густина змінюються впродовж періоду коксування[1].
У газозбірникувідбувається усереднювання суміші газів і пари що виділяються в різні години коксуванняз різних камер, що складають коксову батарею.
Вихіді склад коксового газу залежить від технологічного режиму процесу коксування і якостівугільної шихти, що переробляється. При незмінному режимі коксування і постійномускладі шихти вихід і склад коксового газу на конкретному коксохімічному підприємствізалишаються практично постійними.
Вихідокремих компонентів газу і хімічних продуктів коксування в масових відсотках відсухої шихти :
Метан5,5 — 6,5
Ненасиченівуглеводні 1,2 — 1,25
Оксидвуглецю 2,6 — 2,8
Ароматичнівуглеводні 1,0 — 1,02
Азот2,1-2,4
Аміак0,3 — 0,47
Водень1,5-1,7
Кам'яновугільнасмола 3-4
Діоксидвуглецю 1,2 — 1,3
Прямийкоксовий газ переробляється в хімічних цехах коксохімічного підприємства. Процеспереробки зводиться до охолодження коксового газу і виділення з нього кам'яновугільноїсмоли, витяганню аміаку, нафталіну піридинових основ, ароматичних вуглеводнів, сірководнюі ряду інших продуктів.
Відповіднодо ТУ У 40.2-05393085-001-2003 якість коксового газу повинна відповідати наступнимвимогам [11] (таблиця 3.1):
Таблиця3.1 Газ коксовий неочищений. Технічні умовиНайменування показника Норма для марок Марка А Марка Б
1.Масова концентрація нафталіну, г/м3, не більше 0,3 0,85
2.Масова концентрація сірководню, г/м3, не більше 5
3.Нижча питома теплота згорання 1м3 газу при 20°С і тиску 101325 Па, кДж/м3 не більше 16380
Ще однією необхідною сировиною цеху уловлювання є сірчана кислота.У хімічно чистому сульфаті амонію аміак складає 25,76%, останні 74,24% припадаютьна частку сірчаної кислоти. На ПАТ ЕВРАЗ «Дніпродзержинський КХЗ» для виробництвасульфату амонію використовується сірчана кислота наступних видів: контактна технічна,контактна покращена. Сірчана кислота H2SO 4 сильна двоосновна, така, що відповідаєвищому ступеню окислення сірки (+6). За звичайних умов концентрована сірчана кислотаважка масляниста рідина без кольору і запаху [5].
Для виробництва сульфату амонію вищого і першого сортів використовуєтьсяконтактна сірчана кислота покращена концентрації 92,0–94,0% з вмістом заліза небільше 0,006%оксидів азоту 0,00005% і миш'яку 0,00008 %; для виробництва сульфату амонію другого сорту використовується контактнатехнічна кислота концентрації 92,0%, що містить 0,02% заліза. За фізико-хімічними показниками сірчана кислота повинна відповідатинормам, вказаним в таблиці 3.2 [12]. (ГОСТ 2184-77).
Таблиця3.2 Показники якості сірчаної кислотиНайменування показника Норма Покращена Технічна 1-й сорт 2-й сорт
1. Масова доля моногідрату (H2SO4), % 92,5-94,0 Не менше 92,5 2. Масова частка заліза (Fe), % не більше 0,006 0,02 0,1 3. Масова частка залишку після прокалювання, % не більше 0,02 0,05 Не нормується
4.масова частка окислів азоту (N2O3), % не більше 0,00005 Не нормується 5. Масова частка миш’яку(As), % не більше 0,00008 6. Масова частка хлористих з’єднань (Cl), % не більше 0,0001 7. Масова частка свинцю (Pb), % не більше 0,001 8. Прозорість Прозора без розбавлення
9. Колір, см3 розчину порівняння, не більше 1 6 —
3.2 Характеристика продуктів
Коксовийгаз, що пройшов конденсаційну і уловлюючу апаратуру хімічних цехів (зворотній),має наступний склад [1] (таблиця. 3.3):
Таблиця3.3 Склад зворотнього коксового газуКомпонент Вміст, %(об’єм.) Середній склад, %(об’єм.) Водень 54,3–60,4 57,35 Метан 23,7–27 25,35 Ненасичені вуглеводні 1,9–3,8 2,85 Оксид вуглецю 5,5–7,77 6,64 Азот 2,9–5,5 4,2 Діоксид вуглецю 2,05–3,5 2,78 Кисень 0,6–1,0 0,8
Коксовийгаз, що пройшов очищення від смоли, аміаку, бензольних вуглеводнів та нафталіну(марки А) використовується для обігріву коксових печей, а також теплосиловим цехомта на інші енергетичні потреби [11].
Середнягустина зворотного коксового газу при 0°С дорівнює 0,44 кг/м3, при 20°С- 0,41 кг/м3. Нижча теплота згорання сухого газу – 16380 кДж/м3(3909 ккал/м3).
Сульфатамонію представляє собою білі прозорі кристали форми подовженого ромба величиноювід сотих і десятих частин міліметра до 6-8 мм і більше. Густина кристалічного сульфатуамонію при 20 °С складає 1,768 г/см3. Насипна маса залежно від великостікристалів і вмісту вологи коливається в межах 780-830 кг/м3. Сульфатамонію добре розчиняється у воді. З підвищенням температури розчинність його у водізбільшується. Хімічно чистий сульфат амонію містить 21,237 % N2 або 25,76 % NН3. [5]
За фізико-хімічнимипоказниками сульфат амонію повинен відповідати нормам, вказаним в таблиці 3.4(ТУУ 322-00190443067-97) [13]
Таблиця3.4 Показники якості сульфату амоніюНайменування показників Сорт Вищий 1 Сорт 1. Зовнішній вигляд Білі або слабо забарвлені кристали Не нормується 2. Масова частка азоту у перерахунку на суху речовину, %, не менше 21,0 21,0 3. Масова частка води, %, не більше 0,2 0,3 4. Масова частка вільної сірчаної кислоти, %, не більше 0,03 0,05 5. Масова частка нерозничного у воді залишку, %, не більше 0,02 0,05 6. Розсипчастість, % 100 100
Важливимпоказником якості сульфату амонію є розмір кристалів. Дрібнокристалічна структурасолі з сильно розвиненою поверхнею є причиною підвищеного вмісту в ній вологи ісірчаної кислоти, що призводить до злежування при зберіганні і зрощення її в агломерати.Великокристалічна сіль менш схильна до злежування і рівномірно розподіляється вґрунті при використанні її в якості добрива [5].
Сульфат амонію виробляється на коксохімічних заводах у великих кількостях.На 1 т сухої шихти виробництво сульфату амонію (сухого) складає 11,0-11,5 кг.
Сульфат амонію є одним з найбільш ефективних азотних добрив. Особливістюцього вигляду добрива є ті, що він дозволяє підпитувати ґрунт не лише азотом, алеі сіркою. Остання входить до складу білків і амінокислот рослин і тому разом з азотомє одним з важливих елементів живлення сільськогосподарських культур. По мірі важливостідля рослин сірку можна поставити на третє місце після азоту і фосфору. Продукт володієважливою для життєдіяльності рослин властивістю. Він переводить фосфор, що знаходитьсяв ґрунті з нерозчинної форми в розчинну і тим самим підсилює процес поглинання рослиноюцієї речовини. Це дозволяє понизити кількість фосфорних добрив, що вносяться доґрунту.
Не дивлячись на те, що продукт найширше використовується в сільськомугосподарстві, він також застосовується і в інших областях. Наприклад, в біохіміїз його допомогою отримують білки. В харчовій промисловості його використовують якхарчову добавку Е517 (речовини проти злежування). В промисловості сульфат амоніювикористовують як сировину при виробництві акумуляторів і як основу при виробництвівогнезахисних просочень для дерева.
Побічнимпродуктом уловлювання аміаку є смолка кисла сульфатного відділення, яка утворюєтьсяу сатураторі чи абсорбері внаслідок полімеризації смолистих полімерних сполук, нафталіну,сульфату амонію, сірчаної кислоти.
За хімічнимипоказниками смолка кисла сульфатного відділення повинна відповідати вимозі ТУ У23.1-0539085-002-2004, по вмісту вільної сірчаної кислоти не вище 3,5% [14]
Передаєтьсяпо мірі накопичення у вуглепідготовчий цех для додавання у шихту.
4. Вибір, обгрунтування і опис технологічної схеми
Однимз найважливіших показників якості сульфату амонію, що визначає ефективність йогозастосування, являється гранулометричний склад. Великокристалічна сіль, що має меншупитому поверхню граней, сорбує менше вологи, сірчаної кислоти і інших домішок, проявляєменшу схильність до злежування, легше вноситься в грунт, діє ефективніше на розвитокрослин.
Показникироботи без сатураторних установок у порівнянні з сатураторними: [15]
1) більшвисокий ступінь вилучення аміаку та піридинових основ з коксового газу;
2) поліпшенийгранулометричний склад солі. Вміст фракцій >0,25 мм у сульфаті, отриманому на без сатураторній установці, складає 60-70%, на сатураторній-13-25 %;
3) зниженнягідравлічного опору газових апаратів, а отже, і витрати електроенергії на транспортуваннякоксового газу через уловлюючу апаратуру.
Більшвисока собівартість сульфату амонію, який отримується на без сатураторній установці(на 7-8 % вище, чим при його отримуванні в сатураторах) компенсується кращою якістюотримуваного продукту.
Для впровадженняна ПАО ЕВРАЗ «ДнепродзержинськийКХЗ» пропонується наступна технологічнасхема, що наведена на рисунку 4.1.
Коксовийгаз 1, що містить аміак, поступає в паровий підігрівач Пр, де нагрівається до температури65-70°С, потім направляється в абсорбер А, що є полим апаратом із форсуночним зрошенням,що складається з двох ступенів, — нижнього та верхнього, розділених між собою горизонтальноютарілкою.
/>
Рисунок4.1 Технологічна схема одержання сульфату амонію по без- сатураторному методу.
У нижньомуступеню абсорберу циркулює розчин 2, що містить близько 40% сульфату амонію і 1-1,5%вільної сірчаної кислоти. У верхньому ступеню абсорберу циркулює розчин 2.1 що міститьвід 20 до 30% сульфату амонію і 10-12% вільної сірчаної кислоти.
Післяпроходження нижнього і верхнього ступенів абсорбера коксовий газ проходить кислотнуловушку Л, що призначена для видалення бризок маткового розчину.
Коженступінь абсорбера має свою самостійну систему зрошування.
Так,з нижнього ступеня абсорбера розчин через гідрозатвір поступає в циркуляційний збірникслабкого розчину Зб1, звідки насосом Н6 подається на зрошування цього ж ступеня.Розчин же з верхнього ступеня абсорбера поступає в циркуляційний збірник міцногорозчину Зб2, звідки насосом Н5 подається на зрошування верхнього ступеня абсорбера.
Подачарозчину як в нижній, так і у верхній ступені абсорбера робиться на двох рівнях.
Сірчанакислота 3 і вода 4, необхідні для поповнення циркулюючих розчинів, подаються з напірнихбаків Нб в циркуляційні збірники першого і другого ступенів Зб1 і Зб2.
Частинаматкового розчину з нижнього ступеня абсорбера безперервно відводиться в смоловідділювачСв, а звідти у збірник Зб3, з якого насосом Н4 подається вниз конічної частини трубчастоговипарника В.
У смоловідділювачівиділяється велика частина смоли яка випливає на поверхню розчину і безперервновидаляється скребковим транспортером у смоляний ящик Зб4. Це забезпечує мінімальнепопадання смолянистих речовин у збірник Зб3 і, отже, запобігає забрудненню сульфатуамонію.
У випарникуВ відбувається випарювання води з розчину і кристалізація сульфату амонію. Завдякивакууму (тиск дорівнює 75 мм рт. ст.), що створюється двоступінчатим паровим ежектором,температура кипіння розчину дорівнює 50-60° С. Випарник обігрівається парою низькоготиску 9.1, близько 2 кгс/см2. У випарнику є внутрішня циркуляційна трубабільшого діаметру, ніж трубки, внаслідок чого створюється термічна циркуляція розчинуусередині апарату, яка сприяє росту кристалів.
Пульпа6, що утворюється в нижній частині випарника, є сумішшю кристалів сульфату амонію(приблизно 50-60% від маси пульпи) і насиченого маткового розчину, подається в центрифугубезперервної дії Ц. Матковий розчин після центрифуги повертається в циркуляційнийзбірник Зб1 нижнього ступеня абсорбера. Туди ж поступає промивна вода з центрифуги.
Вологийсульфат амонію 8 з центрифуги поступає в сушарну установку С і далі в яму на склад.
Вакууму випарнику створюється за допомогою парових ежекторів Пе1, Пе2, в які подаєтьсяпара високого тиску 9. Між випарником і першим ступенем ежектора Пе1 встановленийповерхневий трубчастий конденсатор Пк, охолоджуваний водою. Між ступенями ежекторає також конденсатор П, охолоджуваний водою.
Конденсатгріючої пари 10, що утворюється у випарнику, поступає у збірник конденсату, а конденсати,що утворюються в конденсаторах Пк і П поступають у збірник брудного конденсату Зб5.З цього збірника конденсат передається на поповнення циклів або може використовуватисядля інших цілей.
Такимчином, в циркуляційний збірник нижнього ступеня абсорбції Зб 1 поступають: розчинз нижнього ступеня абсорбера, вода для поповнення циклу, сірчана кислота з напірногобаку Нб, матковий розчин з центрифуги Ц, а також надмірний розчин з циклу циркуляціїверхнього ступеня абсорбера, зі збірника Зб2; у циркуляційний збірник верхньогоступеня абсорбера поступають: розчин з верхнього ступеня абсорбера, вода для поповненняциклу, сірчана кислота з напірного баку Нб, матковий розчин з ловушки Л .
В умовахпостійної економічної нестабільності у світі попит на кокс Дніпродзержинського КХЗтакож являється нестабільним. У періоди зниження попиту на кокс завод вимушенийдля зниження виробництва збільшувати періоди коксування, що негативно впливає наякість хімічних продуктів коксування. Це в свою чергу негативно впливає на роботусульфатного відділення. Разом з порушенням технологічного режиму сульфатного відділенняпостійно порушується робота піридинового відділення, в результаті чого піридиновіоснови не отримуються. Одночасно з тим, при виведенні піридинового відділення нарежим, порушується робота сатуратора.
Виробництвопіридинових основ зв’язано з витратами сірчаної кислоти, енергетичними витратами,витратами на ремонт устаткування. А при низькому виробництві коксу кількість піридиновихоснов, які знаходяться в коксовому газі невелика.
Враховуючивсе вище сказане керівництво Дніпродзержинського КХЗ прийшло до висновку, що виробництвопіридинових основ економічно недоцільно. Тому на ПАО ЕВРАЗ «Днепродзержинський КХЗ» піридинові основи не виробляються.
5. Матеріальний та тепловий баланси виробництва
5.1 Матеріальний розрахунок безсатураторного методу отримання сульфатуамонію
Вихідні дані:
Склад прямого коксового газу:
Водяні пари 30,0 г/м3
Бензольні вуглеводні 36,0 г/м3
Аміак 7,0 г/м3
Сірководень 16,0 г/м3
Піридинові основи 0,4 г/м3
Склад сухого коксового газу:
H2 – 60,0 %
CO – 7,0 %
CO2 – 2,7 %
CnHm – 2,3 %
N2 – 4,0 %
O2 – 1,0 %
CH4 – 22,0 %
Вміст аміаку у очищеному коксовому газі – 0,03 г/м3
Проектна потужність заводу по газу – 52000 м3/год
Перераховую кількість компонентів, які містяться у 52000 м3/годкоксового газу за формулою:
Gкомп.=/>, (5.1)
де Vк.г. — кількість коксового газу- 52000 м3/год
gкомп. — кількість компоненту г, у 1 м3
Gв.п.= 52000×30/1000=1560 кг/год.
Gб.в.= 52000×36/1000=1872 кг/год.
Gам.= 52000×7/1000=365 кг/год.
Gс=52000×16/1000=832 кг/год.
Gп.о.= 52000×0,4/1000=20,8 кг/год.
Об’єм складових коксового газу розраховуюза формулою:
Vi=Gi×22,4/M (5.2)
де Gi — кількість компонента
Mi — молекулярнамасса компонента
Vв= Gв×22,4/Мв=1560×22,4/18=1941,3 м3/год
Vб= Gб×22,4/Мб=1872×22,4/83=505,2 м3/год
Vс= Gс×22,4/Мс= 832×22,4/34=548,1 м3/год
Vа= Gа×22,4/Ма=365×22,4/17=480,9 м3/год
Vп= Gп×22,4/Мп=20,8×22,4/80=6 м3/год
Об’єм сухого коксового газу розраховую за формулою:
/> (5.3)
де Vк.г. — об’єм коксового газу,м3/год,
/> — сума кількості компонентів коксового газу.
Vс.г.= 52000-(1941,3+505,2+548,1+480,9+6)=48518,5 м3/год.
Gс.г.= ρс.г×Vс.г. (5.4)
де ρс.г. – густина сухого коксового газу кг/м3, ρс.г=0,401 кг/м3[1]
Vс.г. – об’єм сухого коксового газу м3/год.
Gс.г.=0,401×48518,5=19456 кг/год
У абсорбер надходить наступна кількість коксового газу з нагнітача(табл.5.1).
Таблиця 5.1 Склад коксового газу, що входить до абсорбераКомпоненти кг/год
м3/год
Сухий коксовий газ, Gг 19456,0 48518,5
Водяні пари, Gв 1560,0 1941,3
Бензольні вуглеводні, Gб 1872,0 505,2
Сірководень, Gс 832,0 548,1
Аміак, Gа 365,0 480,9
Піридинові основи, Gп 20,8 6,0 Всього 24105,8 52000,0
Кількість сірчаної кислоти, яка необхідна для нейтралізації 365 кг/годаміаку розраховуємо за рівнянням хімічної реакції, на основі закону еквівалентів:
2NН3+ Н2SO4 = (NН4)2SO4 (5.5)
За умовою νNH3=mNH3/MNH3=365000/17=21470,6 моль/год
де mNH3 — маса аміаку, що поступає в абсорбер з газом 365 кг/год=365000 г/год;
MNH3-молекулярна масса аміаку 17 г/моль
Відповідно до рівняння реакції 1 моль Н2SO4 реагує з 2 мольNН3, а з 21470,6 моль/год NН3 реагують10735,3 моль Н2SO4 або 10735,3×98=1052059,4 г/год=1052,1 кг/год
Кількість 92,5 %-ої кислоти:
GH2SO4=1052,1 /0,925=1137,4 кг/год.
Кількістьпоглинутого аміаку на першому ступеню абсорберу можна визначити виходячи з умовирівняння поверхні контакту чи об’ємів обох ступенів абсорберів та коефіцієнтів абсорбції,що приводить до рівняння:
/> (5.6)
де а1,а2, та а3 – вміст аміаку у газі до першої, до другої та післядругої ступені абсорберу.
Величинаа1 дорівнює 7 г/м3
Величинуa3 приймаю згідно ПТЕ 0,03 г/м3. [2]
Тоді
/>/>=/>
Таким чином, на першому ступені абсорберу поглинаєтьсяаміаку
/>
Залишаєтьсяаміаку в коксовому газі :
/>
Надходить аміаку на другу ступінь 365-340 =25 кг/год та поглинаєтьсяаміаку на другій ступені 25-1,6=23,4 кг/год.
Для поглинання340 кг/год аміаку на першому ступеню абсорберу необхідно витратити сірчаної кислотиу моногідраті [6]:
/> (5.7)
де /> — кількість аміаку, яка поглинаєтьсяна першому ступеню абсорберу
/> — молекулярна маса сірчаної кислоти
/> — молекулярна маса аміаку.
/>
При цьомуутворюється сульфату амонію 340+980=1320 кг/год.
На другомуступеню поглинається аміаку 23,4 кг/год, витрачається сірчаної кислоти :
/>
та утворюєтьсясульфату амонію 23,6+68=91,6 кг/год.
Такимчином, накопичується сульфату амонію у матковому розчині на другому ступені абсорберу91,6 кг/год.
Загальнакількість сульфату амонію, яка утворюється 1320+91,6=1411,6 кг/год, а з вологістю2% />.
5.1.1 Кількість розчину, що перетікає з абсорберу другого ступеня вабсорбер першого ступеня
Ця кількістьповинна бути такою, щоб вивести у перший ступінь абсорберу сульфат амонію у кількості,що утворюється на другому ступені абсорбції.
Кількістьсульфату амонію, що утворюється на другому ступені, як вказано вище, дорівнює 91,6кг/год.
Так якрозчин, що перетікає, містить 28% (NH4)2SO4 [6], то кількість цього розчину буде дорівнювати:
Gр=/>чи за об’ємом Vр=/>.
Такимчином, розчин, що перетікає містить, кг/год:
Сульфатуамонію …327×0,28=91,6
Сірчаноїкислоти…. 327×0,12=39,2
/>Води за різницею ……..……..196,2
Всього…………….327,0
5.1.2 Кількість розчину, що виводиться з першого ступеня абсорберуу випарник
Кількістьрозчину, що виводиться у випарник, має бути таким, щоб після випару води і виділеннявсього сульфату амонію, що виробляється, залишився насичений розчин сульфату амоніювизначеної концентрації. [6]
Кількістьрозчину, що виводиться з першого ступеня абсорбера у випарник, визначаю таким чином.
Позначаюкількість цього розчину через G і вміст в ньому сульфату амонію40% та Н2SO4 1%. Тоді в ньомуміститься сульфату амонію 0,4G кг/год.
Післявипару W кг/год води у випарнику в центрифугувходить пульпа в кількості (G – W) кг/год, в якій знаходиться0,4G кг/год сульфату амонію.
Післявидалення вологого сульфату амонію в центрифузі у кількості 1411,6/0,98 = 1440,4кг/год (де 0,98 — вміст сухого сульфату амонію) залишиться маткового розчину (G — W – 1440,4), з них сульфату амонію(0,4G – 1411,6).
Оскількивміст сульфату амонію в матковому розчині після центрифуги дорівнює 47%, тому можнаскласти рівняння:
/> (5.8)
Кількістьводи, що видаляється у випарнику, можна визначити по наступній формулі [6] :
/> (5.9)
де С0 — вміст (NН4)2SO4 у сульфаті амонію,що виробляється, С0= 98%;
С1 — те ж, в пульпі після випарника; приймаємо, що пульпа містить 50% по масі солі,що викристалізувалася, а насичений матковий розчин містить 47% сульфату амонію;тоді С1 = 50 + 0,5×47 = 73,5%;
С2 — те ж, в матковому розчині після центрифуги, С2 = 47%;
С3 — те ж, в розчині, що виводиться з першого ступеня абсорбції у випарник, С3= 40%;
Gс — кількість вологого сульфату амонію, кг/ч, що виробляється.
Тоді
/>
ПідставляючиW, отримав з рівняння 5.8
0,4×G – 1411,6=0,47×(G - 2321,6 – 1404,4).
0,47×G-0,4×G +1411,6 – 1091,2 – 677=0
/>
чи пригустині розчину 1,24 кг/л об’єм розчину дорівнює:
/>
Такимчином, у розчині, який спрямовується у випарник, міститься, кг/год:
Сульфатуамонію ………...0,4×5094,3=2037,7
Сірчаноїкислота …………..0,01×5094,3=50,9
/>Води за різницею…………….………….3005,7
Всього…………………5094,3.
З цієїкількості розчину, спрямованого у випарник, після випару води у кількості 2321,6кг/год і відділення вологого сульфату амонію в центрифузі у кількості 1440,4 кг/год(з них сухого 1411,6 кг/год і волога 28,8 кг/год) залишиться маткового розчину 5094,3– 2321,6 – 1440,4 =1332,3 кг/год.
Післядодавання промивної води у кількості 95 кг/год повертається маткового розчину узбірник першого ступеня абсорбції 1332,3 + 95 = 1427,3 кг/год.
Складцього розчину та кількість наступні
Сульфатуамонію …………….…2037,7 – 1411,6=626,1
Сірчаноїкислоти ………………………….…………50,9
/>Води за різницею…..3005,7 – 2321,6 – 28,8 + 95=750,3
Всього……………….………………...1427,3
5.2 Матеріальний та тепловий баланси абсорбера першого ступеня
Прихід.1. Коксовий газ.
Складта кількість коксового газу, який надходить із нагнітача у абсорбер першого ступенянаведено у таблиці 5.1.
2. Вабсорбер поступає циркулюючий розчин зі збірника першого ступеня абсорбера. Позначимоцю кількість через G1.
Такимчином, загальний прихід рівний:
24105,8+ G1 кг/год. (5.10)
Витрата. 1. Коксовий газ.
З тих,що були в коксовому газі 365 кг/год аміаку поглинається 340 кг/год і залишаєтьсяв газі 25 кг/год.
Кількістьводяної пари, що виходить з газом з першого ступеня абсорбції, можна визначити виходячиз того, що за рахунок тепла нейтралізації відбувається нагрів газу до 58°С, тобтодо температури розчину, що поступає, і випар відповідної кількості води. Позначаюцю кількість через GВ:
/>, (5.11)
де Q1 — тепло, що вноситься коксовим газом, ккал/год;
Q2 — тепло реакції нейтралізації, ккал/год;
Q3 — тепло, що уноситься сухим коксовим газом, ккал/год;
t- температурагазу на виході з абсорберу, t=58°C.
Кількість тепла розраховую за формулою:
Q=G×c×t, (5.12)
де G — кількість речовини кг/год;
c — теплоємність речовини кДж/кг×град;
t — температура речовини °С.
Тепло, що вноситься коксовим газом при 50°С:
а) тепло, що вноситься сухим коксовим газом:
q1= 19456×2,933×50=2853222,4кДж/год
де 2,933 — теплоємність коксового газу, кДж/(кг×град) [6];
б) тепло, що вноситься парами води:
q2=1560×(2493+1,84×50)=4032600 кДж/год;
де 1,84 кДж/(кг×град) теплоємністьводи [6];
в) тепло, що вноситьсябензольними вуглеводнями:
q3=1872×1,03×50=96408 кДж/год;
де 1,03 кДж/(кг×град) теплоємністьбензольних вуглеводнів [6];
г) тепло, що вноситься сірководнем:
q4 =832×0,997×50=41475,2 кДж/год;
де 0,997 кДж/(кг×град) теплоємністьсірководню [6];
д) тепло, що вноситься аміаком:
q5=365×2,11×50=38507,5 кДж/год;
де 2,11 кДж/(кг×град) теплоємністьаміаку [6];
є) тепло, що вноситься піридиновими основами:
q6 =20,8×1,03×50=1071,2 кДж/год;
де 1,03 кДж/(кг×град) теплоємністьпіридинових основ.
Всього вноситься газом:
Q1=q1+q2+qЗ+q4+q5+q6=2853222,4+4032600+96408+41475,2+38507,5+1071,2= 7063284,3 кДж/год.
Тепло реакції нейтралізації аміаку:
/> (5.13)
де GК — кількість сірчаної кислотикг/год;
MК – молекулярна маса сірчаної кислоти
iн– тепло нейтралізації, кДж/кг сірчаної кислоти, iн=195673 [6].
/>.
Теплоциркулюючого розчину:
Q3= G1×2,933×58 кДж/год.
Тепло,що уноситься сухим коксовим газом при температурі 58°С:
Q4=(25×2,11+832×0,997+20,8×1,03+1872×1,03+19456×2,933)×58=
3473984,6кДж/год.
Тоді
/>.
Об’ємцих парів:
Vв= Gв×22,4/Мв=2188,7×22,4/18=2723,7м3/год
Такимчином, загальна кількість газів, що виходять з першого ступеня абсорберу у другу,дорівнює:
кг/годм3/год
Сухийкоксовий газ ……………....…19456,0 48518,5
Бензольнівуглеводні……………..…..1872,0 505,2
Аміак……………………….……....….....25,032,9
Сірководень………………………....….832,0548,1
Піридиновіоснови………………………20,8 6,0
/>Водяні пари……….……….…….……2188,7 2723,7
Всього….…….……..24394,552334,4
2.Циркулюючийрозчин.
Кількістьциркулюючого розчину, що виходить з першого ступеня абсорберу, позначимо G2, кг/год. Тоді спільна витрата дорівнює:
24394,5+ G2. (5.14)
Прирівнюючиприхід та витрату, отримаємо:
24105,8+G1 =24394,5+ G2, (5.15)
чи G1= G2+288,7.
Другерівняння для визначення G1 і G2 отримаємо виходячи зі значень концентрацій сірчаної кислоти на входіта виході з першого ступеня абсорбції та кількості сірчаної кислоти, що витрачається,на першому ступені. Приймаємо концентрацію розчину, що надходить 1,6% і 1% розчину,що виходить, отримаємо рівняння:
/>, (5.16)
де Gк — кількість кислоти, що витрачається в першому ступені абсорбера, кг/год.
Для зв'язуванняв першому ступені абсорбера 340 кг/год аміаку необхідно витратити сірчаної кислоти980 кг/год.
ТомуGк = 980 кг/год.
Такимчином, 1,6×G1= G2+98000.
Отримавсистему рівнянь:
/> (5.17)
У результатівирішення двох рівнянь отримав G1=162852,2 кг/год та G2=162563,5 кг/год.
Об’ємрозчину, що поступає при густині 1,24 кг/л буде дорівнювати
Vр=/>.
Матеріальнийбаланс першого ступеня абсорбції (табл.5.2), кг/год:
Таблиця5.2 Матеріальний баланс першого ступеня абсорбціїПрихід Витрата Коксовий газ 24105,8 Коксовий газ 24394,5 Циркулюючий розчин 162852,2 Циркулюючий розчин 162563,5 Всього 186958,0 Всього 186958,0
Теплоциркулюючого розчину, що входить в абсорбер:
Q3=162852,2 ×2,933×58=27703439,2 кДж/год.
Тепло,що уноситься коксовим газом при температурі 58°С:
Q5=3473984,6+(2493+1,84×58)×2188,7=9163991,8 кДж/год.
Теплоциркулюючого розчину, що виходить з абсорбера:
Q6=162563,5×2,933×t=476798,7×t кДж/год.
Тепловийбаланс першого ступеня абсорбції наведено у таблиці 5.3, кДж/год:
Таблиця5.3 Тепловий баланс першого ступеня абсорбціїПрихід Витрата Тепло коксового газу 7063284,3 Тепло коксового газу 9163991,8 Тепло нейтралізації 2100689,4 Втрати тепла зовні (за практичними даними) 167600,0 Тепло циркулюючого розчину 27703439,2 Тепло циркулюючого розчину 476798,7×t Всього 36867412,9 Всього
9331591,8+
+476798,7×t
Прирівнюючиприхід та витрату тепла, отримав температуру розчину, який виходить з першого ступеняабсорберу, що дорівнює 57,8°C, тобто приблизно таку ж, як і поступаючого.
5.3 Матеріальний та тепловий баланси збірника першого ступеня
5.3.1 Матеріальний розрахунок
Прихід.У збірник абсорбера першого ступеня поступають: циркулюючий розчин з абсорбера,матковий розчин з центрифуги, переток з другого ступеня абсорбера, сірчана кислота,вода для поповнення циклу.
Визначимокількість цих потоків :
1. Кількість розчину, що поступаєз першого ступеня абсорбера, дорівнює:
G1=162563,5 – 5094,3=157469,2 кг/год
2.Кількістьматкового розчину, що поступає з центрифуги, дорівнює:
1427,3кг/год.
3. Кількістьрозчину, що поступає з другого ступеня абсорбера (переток), дорівнює 327 кг/год.
4.Кількістькислоти, що поступає, позначимо х1.
5.Кількістьводи для поповнення циклу позначимо у1.
Загальнийприхід дорівнює 159223,5 + х1 + у1.
Витрата.Кількість розчину, що виводиться зі збірника в циркуляцію, дорівнює 162852,2 кг/год.
Прирівнюючиприхід і витрату, отримаємо:
х1+ у1=3628,7
Для визначеннях1 і у1 складаю баланс моногідрату сірчаної кислоти.
Прихід:
З кислотоюпри концентрації, рівною 92,5%.......0,925× х1
з матковимрозчином з центрифуги… ……………..…50,9
/>У перетоку з 2-го абсорбера ………………………..…39,2
Всього………….……0,925×х1+90,1
Витрата:
У розчині,що йде у випарник………………….……50,9
/>На реакцію з NH3 у першому ступеню……………980,0
Всього…………...1030,9
Прирівнюючиприхід і витрату, отримаємо 0,925× х1+90,1=1030,9.
Звідсикількість розчину кислоти х1 = 1017,1 кг/год, з них: моногідрату 1017,1×0,925=940,8 і води 76,3 кг/год.
Кількістьводи, необхідної для поповнення циклу :
y1=3628,7 – 1017,1=2611,6 кг/год.
5.3.2 Тепловий баланс збірника першого ступеня
Прихід.1. Тепло, внесене циркулюючим розчином:
Q1=157469,2×2,933×57,8=26695344,1 кДж/год.
2. Тепло, внесене матковим розчиномпри 50°С:
Q2=1427,3×2,68×50=191258,2кДж/год,
де 2,68- теплоємність маткового розчину, кДж/(кг×град).[6]
3. Тепло, внесене перетоком розчинуз другого ступеня абсорбера :
Q3=327×3,31×50=54118,5 кДж/год
де 3,31- теплоємність цього розчину, кДж/(кг×град). [6]
4.Тепло,внесене кислотою:
Q4=1017,1×1,55×20=31530,1 кДж/год,
де 1,55- теплоємність сірчаної кислоти, кДж/(кг×град). [6]
5.Тепло,внесене водою поповнення :
Q5=2611,6×4,19×20=218852,1кДж/год,
де 4,19- теплоємність води, кДж/(кг×град).
6.Теплорозбавлення сірчаної кислоти від 92,5 до 1,6%:
/>кДж/кмоль Н2SO4[6]стор 105
де n1 — відношення числа молей води до числа молей кислоти у 1,6%-ій сірчаній кислоті;
n2 — те ж саме, у 92,5 %-вій сірчаній кислоті.
/> (5.18)
де С1 – кількість відсотків води у розчині, С1=98,4;
С2 – кількість відсотків кислоти у розчині, С2=1,6;
МК – молекулярна маса сірчаної кислоти Мк=98;
МВ – молекулярна маса води МВ=18;
/>;
/>;(6.19)
де 7,5- кількість відсотків води у розчині;
92,5- кількість відсотків кислоти у розчині;
Тоді:(6.20)
/>=59723 кДж/моль Н2SО4та на 940,8 кг/год моногідрату
Q6=/>.
Загальнийприхід тепла
Qприх= Q1+Q2+Q3+Q4+Q5+Q6=26695344,1+191258,2+54118,5+31530,1+
+218852,1+573340,8=27764443,8 кДж/год.
Витрата.1.Тепло,що втрачається зовні (згідно практичних даних):
Q7=167600 кДж/год.
2.Тепло,що уноситься циркулюючим розчином:
Q8=162852,2×2,933×t Дж/год.
Всього,витрата тепла: 167600+477645,5×t.
Прирівнюючиприхід та витрату
27764443,8 =167600+477645,5×t,
звідситемпература розчину, яка встановилася t=58°С.
5.4 Матеріальний та тепловий баланси абсорберу другого ступеня
Прихід.1. У абсорбер другого ступеня надходить коксовий газ з абсорбера першого ступеняу наступній кількості
кг/годм3/год
Сухийкоксовий газ ……………......19456,0 48518,5
Бензольнівуглеводні……………..….1872,0 505,2
Аміак……………………….……....….....25,032,9
Сірководень………………………........832,0548,1
Піридиновіоснови……………….……..20,8 6,0
/>Водяні пари……….……….………….2188,7 2723,7
Всього….…………...24394,552334,4
2. Розчин,що циркулює зі збірника другого ступеня. Позначимо цю кількість через G3. Тоді загальний прихід дорівнює 24394,5+G3.
Витрата.1. Коксовий газ.
З тих25 кг/год аміаку, що були в коксовому газі, поглинається 23,4 кг/год і залишаєтьсяв газі 1,6 кг/год.
Кількістьводяної пари, що виходить з газом з другого ступеня абсорбції Gв визначаємо виходячи з того, що за рахунок тепла нейтралізації та охолодженнягазу від температури 58°С до 52°С відбувається випаровування води.
ВеличинаGв може бути визначена зарівнянням 5.11
Тепло,що вноситься коксовим газом:
Q1=9163991,8 кДж/год.
Теплореакції нейтралізації складає:
Q2=/>,
де 195673-теплореакції нейтралізації, кДж/кмоль Н2SO4.
Тепло,що уноситься сухим коксовим газом:
Q3=(19456×2,933+1872×1,03+832×0,997+1,6×2,13)×52=3110927кДж/год
Тоді
/>,
Такимчином, загальна кількість газів, що виходять з другого ступеня абсорбції, дорівнює:
кг/годм3/год
Сухийкоксовий газ …………….......19456,0 48518,5
Бензольнівуглеводні……………..…..1872,0 505,2
Аміак……………………….……......….....1,62,1
Сірководень………………………....….832,0548,1
Піридиновіоснови………………..….….20,8 6,0
/>Водяні пари……….……….…….........2377,5 2958,7
Всього….…….……...24559,952538,6
2. Циркулюючийрозчин
Кількістьциркулюючого розчину, що виходить з другого ступеня абсорбера, позначимо G4 кг/год.
Тодізагальна витрата дорівнює 24559,9+ G4
Прирівнюючиприхід і витрату, отримаємо
24394,5+G3= 24559,9+ G4
чи
G3= G4+165,4.
Кількістьрозчину, що поступає на другий ступінь абсорбера, приймаємо за об'ємом рівним кількостірозчину, що поступає на перший ступінь абсорбції, що забезпечує однакову щільністьзрошування.
Оскількиоб'єм розчину, що поступає на другий ступінь, рівний 131,3 м3/год, томаса розчину при щільності 1,2 кг/л буде дорівнювати:
G3 = 131,3×1200=157560 кг/год.
Тоді
G4=157560 — 165,4=157394,6 кг/год.
Матеріальнийбаланс другого ступеня абсорберу заносимо у таблицю 5.4, кг/год:
Таблиця5.4 Матеріальний баланс другого ступеня абсорберуПрихід Витрата Коксовий газ 24394,5 Коксовий газ 24559,9 Циркулюючий розчин 157560,0 Циркулюючий розчин 157394,6 Всього 181954,5 Всього 181954,5
Тепло,що уноситься коксовим газом при температурі 52°С:
Q5=3110927+(2493+1,84×52)×2377,5 =9291761,3 кДж/год.
Теплоциркулюючого розчину:
Q6=157394,6×2,933×t=461638,4×t кДж/год.
Тепловийбаланс другого ступеня абсорберу наведено у таблиці 5.5.
Таблиця5.5 Тепловий баланс другого ступеня абсорберуПрихід Витрата Тепло коксового газу 9163991,8 Тепло коксового газу 9291761,3 Тепло нейтралізації 101630,2 Втрати тепла зовні 125700 Тепло циркулюючого розчину 24030421 Тепло циркулюючого розчину
157394,6×2,933×t=
461638,4×t Всього 33296043 Всього 9417461,3+461638,4×t
Прирівнюючиприхід та витрату тепла, отримаємо температуру розчину, який виходить з другогоступеня абсорберу у циркуляцію t=51,7°C
5.5 Матеріальний та тепловий баланси збірника другого ступеня
5.5.1 Матеріальний розрахунок
Прихід.У збірник абсорбера другого ступеня поступають: циркулюючий розчин з абсорбера,сірчана кислота, вода для поповнення циклу.
Визначимокількість цих потоків :
1. Кількість кислоти, що поступає, позначимо х2.
2. Кількість розчину, що поступає з абсорберу, дорівнює:
G2=157394,6 – 327=157067,6 кг/год.
3. Кількість води для поповненняциклу позначимо у2.
Загальнийприхід дорівнює 157067,6 + х2 + у2.
Витрата.Кількість розчину, що виводиться зі збірника в циркуляцію, дорівнює 157560 кг/год.
Прирівнюючиприхід і витрату, отримав:
x2 + у2=492,4.
Для визначеннях2 і у2 складаю баланс моногідрату сірчаної кислоти.
Прихід:
З кислотоюпри концентрації, рівною 92,5%.......0,925× х2
Витрата:
Перетокрозчину на перший ступінь………….………39,2
/>На реакцію з NH3 у другому ступені………………....67,4
Всього……..…….....106,6
Прирівнюючиприхід і витрату, отримаємо 0,925× х2=106,6
Звідсикількість розчину кислоти х2 = 115,2 кг/год, з них: моногідрату 115,2×0,925=106,6 і води 8,6 кг/год.
Тоді,кількість води, необхідної для поповнення циклу :
y2=492,4 – 115,2=377,2 кг/год.
5.5.2 Тепловий баланс збірника другого ступеня
Прихід.1. Тепло, внесене циркулюючим розчином:
Q1=157067,6×3,31×52=27034475,3 кДж/год.
2. Тепло, що вноситься кислотою:
Q2=115,2×1,55×20=3571,2 кДж/год ,
де 1,55- теплоємність сірчаної кислоти, кДж/(кг×град), 20-температура кислоти °С.
3. Тепло, внесене водою поповнення:
Q3=377,2×4,19×20=31609,4 кДж/год,
де 4,19- теплоємність води, кДж/(кг×град).
4. Тепло розбавлення сірчаної кислотивід 92,5 до 12%:
/>кДж/кмоль
де
/>
де 88 — кількість відсотків води у розчині;
12 — кількість відсотків кислоти у розчині;
98 — молекулярна маса сірчаної кислоти;
18 — молекулярна маса води;
та на 106,6 кг/год моногідрату
Q4=/>.
Загальнийприхід тепла
Qприх=Q1+Q2+Q3+Q4=27034475,3+3571,2+31609,4+61896,7=27131552,6 кДж/год.
Витрата.1.Тепло,що втрачається зовні (згідно практичних даних):
Q5=125700 кДж/год.
2.Тепло,що уноситься циркулюючим розчином:
Q8=157560×3,31×t=521523,6×t Дж/год.
Всього,витрата тепла: 125700+521523,6×t.
Прирівнюючиприхід та витрату
27131552,6=125700+521523,6×t,
звідситемпература розчину, яка встановилася t=52°С.
Баланскислоти та води поповнення наведено у таблиці 5.6
Таблиця5.6 Баланс кислоти та водиКомпоненти Збірник 1 Збірник 2 Всього Разом
Н2SО4
H2O
Н2SО4
H2O
Н2SО4
H2O Розчин кислоти 940,8 76,3 106,6 8,6 1047,4 84,9 1132,3 Вода поповнення циклу — 2611,6 — 377,2 — 2988,8 2988,8 Всього 940,8 2687,9 106,6 385,8 1047,4 3073,7 4121,1
Матеріальнийбаланс сульфатної установки наведено у таблиці 5.7, кг/год:
Таблиця5.7 Матеріальний баланс сульфатної установки, кг/годПрихід Витрата
Коксовий газ:
Сухий коксовий газ
Водяні пари
Бензольні вуглеводні
Сірководень
Аміак
Піридинові основи
24105,8
19456
1560
1872
832
365
20,8
Коксовий газ:
Сухий коксовий газ
Водяні пари
Бензольні вуглеводні
Сірководень
Аміак
Піридинові основи
24559,5
19456
2377,5
1872
832
1,6
20,8 Сірчана кислота 1132,3 Сульфат амонію 1440,4 Промивна вода 95 Вода для поповнення циклу 2988,8 Випаровується води у випарнику 2321,6 Всього 28321,9 Всього 28321,9
5.6 Розрахунок випарника
5.6.1 Матеріальний розрахунок
У випарникпоступає розчин з першого ступеня абсорберу наступного складу:
кг/год%
Сульфатуамонію………….2037,7 40
Сірчаноїкислоти…………......50,9 1
/>Води………………………...3005,7 59
Всього……5094,3100
У випарникувипаровується вода у кількості 2321,6 кг/год. Тому з випарника виходить пульпа наступногоскладу :
кг/год%
Сульфатуамонію………….2037,7 73,4
Сірчаноїкислоти…………......50,9 1,8
/>Води……………………….....684,1 24,8
Всього.........2772,7100
При відділеннікристалів сульфату амонію у кількості 1440,4 кг/год після центрифуги залишитьсяматкового розчину 2772,7 – 1440,4=1331,8 кг/год.
Складцього розчину: кг/год %
Сульфатуамонію ……..2037,7 – 1411,6=626,1 47,0
Сірчаноїкислоти…………...………............50,9 3,8
/>Води…………………...........684,1 – 28,8=655,3 49,2
Всього……...............1332,3100
5.6.2 Тепловий розрахунок випарника
Прихід.1. Тепло, що вноситься розчином при температурі 57,8°С :
Q1=5094,3×2,933×57,8=863623,4 кДж/год.
2. Теплокристалізації сульфату амонію
Q2=/>,
де 10894-тепло кристалізації, кДж/моль (NH4)2SO4.[6]
3. Теплогріючої пари Q3.
Всьогоприхід: Qприх.=980123,2+ Q3.
Витрата.1. Тепло, що уноситься пульпою з випарника:
Q4=(1332,3×2,68+1440,4×1,42)×58=325724,1 кДж/год.
2. тепло,що уноситься парами води з випарника :
Q5=2321,6×4,19×2576,9=25066805,1кДж/год,
де 2576,9-ентальпія пари, кДж/кг, при тиску у апараті, рівному
760-685=75мм рт. ст.
3. Теплоконцентрування сірчаної кислоти незначне (від 1% до 3,8%), тому ним нехтуємо.
4. Тепло,що втрачається зовні:
Q6=125700 кДж/год.
Загальнавитрата тепла Qвитр.=25518229,2кДж/год.
Прирівнюючиприхід та витрату, отримаємо тепло гріючої пари :
980123,2+ Q3=25518229,2
Q3=24538106 кДж/год.
Приймаючипару тиском 1,75 кг/см2 з температурою 115°С та теплотою конденсації2220,7 кДж/кг, отримаємо витрату пари :
/>
6. Технологічні розрахунки
6.1 Визначення розмірів абсорберів першого та другого ступенів
Кількістьгазу, який поступає в абсорбер наведено у таблиці 5.1
Об’ємкоксового газу визначаю за формулою [6] :
Vк.г=/> (6.1)
де G – кількість коксового газу,кг/год;
t – температура коксового газупісля нагнітача, приймаю t=50°С;
p – атмосферний тиск, мм рт.ст.;
P – тиск газу перед абсорберомP=960 мм рт.ст.;
Vк.г =/>
Приймаємошвидкість газу в абсорбері 4 м/с [6]. Тоді потрібний переріз абсорберу:
/>, (6.2)
де Vк.г. -об’єм газу, м3/год
ν-швидкість газу, м/с;
/>
та діаметрабсорберу
D=/> , (6.3)
де S- переріз абсорберу, м2
/>
ПриймаємоD=2,5м.
Тодіпереріз буде дорівнювати
S=πR2
S=3,14×1,252=4,9м2.
Об’ємабсорберу визначаємо з умов абсорбції аміаку за рівнянням [6] :
/> , (6.4)
де Vк.г. — об’єм газу, який поступає,Vк.г. =51609,4 м3/год;
К — коефіцієнтабсорбції аміаку сірчаною кислотою у розпилюючих апаратах, за практичними данимиК=5000 год-1;
a1і а2 — вмістаміаку у газі, що входить та виходить, г/м3.
Об’ємабсорберу першого ступеня буде дорівнювати:
/> ,
Тодіпотрібна висота робочої частини абсорберу першого ступеня [6]
/> , (6.5)
/>
Розміриробочої частини абсорберу другого ступеня абсорбції залишаються такими ж, як і першогоступеня, так як />
де a3 — вміст аміаку в газі, що виходить з другого ступеняабсорбції.
H2= 5,8 м.
Загальнависота абсорберу
H= H1+ H2+ H3+ H4
де H3 – висота від робочої частини абсорберудо кришки абсорберу, приймаємо />=1,25м;
H4 – висота простору від нижньої робочої частини до днища, приймаємо/>=1,25 м.
H=5,8+5,8+1,25+1,25=14,1 м.
6.2 Визначення поверхні теплопередачі випарника
Поверхнютеплопередачі випарника визначаємо за формулою:
/>, (6.6)
де Q- кількість тепла, що передається,
Q=Q3 – Q6
Q3 =24538106 кДж/год- тепло граючої пари;
Q6 =125700 втрати тепла зовні.
Q=24538106 — 125700= 24412406кДж/год;
Δtср — різниця температур у теплопередачі між парою та розчином, Δtср=115-58=57°С;
К- коефіцієнттеплопередачі визначаємо за формулою [6]
/> (6.7)
α1-коефіцієнт тепловіддачі пари, α1=41900 кДж/(м2×год×°С); [6]
δ1/λ1-термічний опір стінок трубок; цією величиною нехтуємо;
δ2/λ2-термічний опір забруднень, приймаємо рівним 4,773×10-4 м2×год×°С/кДж;
α2-коефіцієнт тепловіддачі від стінки до киплячого розчину визначаємо за наближеноюформулою: [6]
/>, (6.8)
тут q- тепловийпотік; q=KΔtср.
Задаємосяq=62000кДж/(м2×год), [6] тоді
/>,
і
/>
Перевіряємозначення q:
q=KΔtср=1085,2×57=62000 кДж/(м2×год),
тобтоα2 та К розраховані правильно.
Необхіднаповерхня теплопередачі
/>
Приймаємотрубки діаметром 57/ 4 мм та довжиною 2,5 м.
Тодінеобхідна кількість трубок
/>
Приймаємо1027 трубок, що розміщені на 18 шестикутниках.
Тодідіаметр трубчатки буде дорівнювати:
D=2×(xt+t′), (6.9)
де x- числошестикутників x=18;
t- шаг розміщеннятрубок, t=1,4 d=1,4×0,057=0,08 м;
t′- відстань від кожуху, t′=0,06 м.
Тоді
D=2×(18×0,08+0,06)=3м.
Асорбер.
При безсатураторномуметоді отримання сульфату амонію очищення газу від аміаку здійснюють в двоступінчатомуабсорбері зрошувального типу.
Корпусапарату складається з циліндричної обичайки 4, конічного днища 5 і кришки 1. Внутрішнійпростір апарату розділений на дві секції за допомогою кільцевої перегородки з обичайкою10, у верхній частині якої змонтована (суворо горизонтально) ковпачкова барботажнатарілка з кільцевим переливанням на рівні кромок обичайки 10. Штуцери 3, а такожвстановлені над ними ковпаки 11 мають трапецеїдальну форму і на тарілці розташованірадіально.
Усерединіобичайки 10 встановлений краплевідбійник 9, виконаний із зігнутих смуг листовогоматеріалу. Верхня і нижня секції абсорбера обладнані індивідуальними системами зрошуванняі виконують функції першого і другого ступеня абсорбції аміаку. Нижня секція (першийступінь) обладнана двома ярусами форсунок 8 по шість штук в кожному. Верхня секція(другий ступінь) має один ярус форсунок 12, крім того, уздовж осі апарату розташованафорсунка 13 з крупнокаплевим зрошуванням призначена також для зменшення бризкоуносугазовим потоком. Верхня секція обладнана люками 2.
Коксовийгаз поступає в нижню секцію апарату через патрубок 7, промивається кислим розчиномциркуляційного циклу першого ступеня абсорбції за допомогою форсунок 8, потім звільняєтьсявід бризок розчину в краплевідбійнику 9 і поступає в штуцери 3 ковпачкової тарілки,яка заповнена рідиною до рівня кромок обичайки 10. При цьому в нижній секції абсорбераз газу витягається близько 95 % аміаку, що міститься в ньому.
Циркулюючийрозчин кислотністю близько 1 % після контакту з газом поступає в конічне днище 5і виводиться через патрубок 6.
Вхідгазу у верхню секцію абсорбера здійснюється в режимі барботажу завдяки наявностізанурених в рідину ковпаків 11. Далі газ піддається повторному контакту з рідкоюфазою в режимі зрошування за допомогою форсунок 12 і 13. В процесі рециркуляціїв контурі зрошувальної системи другого ступеня розчину кислотністю 10-12% з газувитягаються залишки аміаку і легкі піридинові основи. Очищений коксовий газ виводитьсяз абсорбера через патрубок 14, а розчин накопичується в кільцевому проміжку міжстінками абсорбера і обичайки 10 і виводиться через патрубок 15.
Випарник
Отриманнякристалічного сульфату амонію шляхом переробки ненасиченого маточного розчину, щовиводиться з першого ступеня аміачного абсорбера, здійснюється у випарному кристалізаторі.
Корпус апаратумає циліндричну форму. Порожниста частина його складається з секцій 3 і 4 різних діаметрів, причому секція 3 частково заповнюється розчином, рівень якого візуальноконтролюється за допомогою оглядових вікон 10. Секція 3 стикується за допомогоюфланцевого з'єднання з верхніми трубними гратами нагрівача 1, в центральній частиніякого розташована циркуляційна труба 2, а в периферійній частині — вертикальна трубчатка.Верхня частина нагрівача 1 обладнана кільцевим колектором з патрубком 7 для подачігріючої пари, а в нижній частині встановлений патрубок 9 для виведення конденсату.Нижні трубні грати нагрівача 1 за допомогою фланцевого з'єднання стикується з конічнимднищем, у якому є
люк — лаз, патрубок 5 для подачі живлячогорозчину і труба 6 для виведення готової суспензії.
Секція 4 забезпеченасистемою краплевідбію у вигляді похило встановлених полиць і патрубком8 для виведення вторинної пари.
В процесі роботиу випарному кристалізаторі підтримується постійний рівень розчину шляхом регулюваннявитрати живлячого розчинуна вході в патрубок 5. У зоні конічного днища апарату живлячий розчин змішується з, циркулюючим розчином, що поступаєз труби 2.
Циркулюючийрозчин містить кристалічну фазу і на виході з труби 2 має залишкове пересичення,яке знижується або повністю знімається в результаті змішення з живлячим розчином.Після змішення розчин поступає в трубчатку нагрівача 1.
В результатіконденсації пари в міжтрубному просторі нагрівача 1 розчин, що знаходиться в трубчатці,отримує відповідну кількість тепла. Залежно відвисоти рівня розчину над верхніми трубними гратами, який визначає величину гідростатичноготиску рідини у верхній частині трубчатки, отримуване розчином тепло витрачаєтьсяв певному співвідношенні на підвищення його температури або на випар води безпосередньо у трубчатці. Ця обставина визначає дваможливі режими роботи нагрівача 1: при збільшеному рівні розчину в апараті в трубчатціпереважає режим конвективного підігрівання розчину з подальшим його кипінням позатрубчаткою у міру підйому розчину і зниження гідростатичного тиску; при мінімальномурівні розчину відносно верхніх трубних грат процес теплопередачі супроводжуєтьсякипінням розчину безпосередньо в трубчатці.
У другомувипадку можливий форсований режим роботи апарату при високих теплових навантаженнях,оскільки кипіння розчину в трубчатці істотно інтенсифікує тепловіддачу. Проте притакому режимі зростає вірогідність пристінкового солеутворення в трубчатці, а такожнадмірного зародкоутворення при підвищеному пересиченні розчину. Оптимальний режимроботи нагрівача 1 припускає забезпечення таких умов випарної кристалізації, якігарантують отримання великокристалічного продукту при безперервній роботі апаратуміж його промиваннями впродовж 3 діб.
Кипіннярозчину в периферійній частині перерізу апарату супроводжується його пересиченнямі створює низхідний потік в трубі 2 і висхідний в трубчатці нагрівача 1, тобто циркуляціюсуспензії кристалів по замкнутому контуру. Багатократне проходження кристалів череззону утворення пересичення (зону кипіння) забезпечує їх ріст і накопичення маситвердої фази в циркуляційному контурі. Безперервне виведення суспензії з постійноюоб'ємною швидкістю по трубі 6 забезпечує постійність маси твердої фази у випарномукристалізаторі на оптимальному рівні.
Паровафаза, що утворилася в процесі кипіння розчину проходить крапле відбійну секцію 4,де звільняється від бризок розчину, що виносяться, і виводиться через патрубок 8на конденсацію. Для зниження температури кипіння розчину у випарному кристалізаторіпідтримується відповідний вакуум.
7. Механічні розрахунки
7.1 Товщина обичайки
Товщинаобичайки визначається за формулою [16]
/> (7.1)
де p- тиску апараті, н/м2
D- діаметрапарату, м
[s] = 137 МН/м2 –напряження, що допускається [16 c 394];
j = 0,8 – коэффициент ослаблення з-за зварного шву [16];
Ск= 0,001 м – поправка на коррозию [16].
/>
ПриймаюS=0,008 м.
7.2 Днище
Товщинаконічного днища розраховується за формулою [16]
/> (7.2)
де p- тиску апараті, н/м2;
D- діаметрапарату, м;
s = 137 МН/м2 –напряження, що допускається [16 c 394];
j = 0,8 – коэффициент ослаблення з-за зварного шву;
Ск= 0,001 м – поправка на коррозию;
α=60°кут при вершині
/>
ПриймаюSд=0,007 м.
Обираюднище по ГОСТ 12621 – 78 [17], товщина стінки Sд =0,007м
Масаднища mд = 133,5 кг.
Об’ємднища Vд = 0,18 м3 .
7.3 Штуцери
Діаметр штуцеріврозраховується за формулою:
/> , (7.3)
де G — масова витратаречовини в секунду, м3/год;
ρ-густина речовини, кг/м3;
υ- швидкість руху речовини в штуцері, м/с.
Приймаємо швидкістьрідини в штуцері υ = 1 м/с, а для газу υ = 25 м/с, тоді :
діаметрштуцеру для входу і виходу газу
/>;
приймаємо1000 мм,
діаметрштуцеру для входу і виходу циркулюючого маткового розчину
/>,
приймаємо250 мм.
Всі штуцеразабезпечуються плоскими приварними фланцями по ГОСТ 12820-80 [18], параметри яких наведено у таблиці7.3.1 та на рисунку 7.3.1:
Таблиця7.3.1Параметри фланців
Dу dн dв b маса, кг 250 273 273 18 6,95 1000 1020 1020 25 52,58
/>
Рисунок7.1 Фланець
7.4 Розрахунок опори
Апаративертикального типу із співвідношенням Н/D > 5, розміщувані на відкритих майданчиках,оснащують так званими юбочними циліндричними опорами.
Орієнтовнамаса апарату.
Масаобичайки
/>, (7.4)
де Dн=2,516 м — зовнішній діаметр колони;
Dвн= 2,5 м — внутрішній діаметр колони;
Ноб= 19,2 м — висота циліндричної частини колони;
ρ= 7900 кг/м3 – густина стали
mоб= 0,785(2,5162-2,52)×19,2×7900 = 9556 кг
Загальнамаса колони. Приймаємо, що маса допоміжних пристроїв (штуцерів, вимірювальних приладів,люків і так далі) складає 10% від основної маси колони, тоді
mк= mоб + mд = 1,1(9556+133,5 кг) = 10658,5 кг
Максимальнавага колони:
mmax= mк + mф = 10658,5 +20000 =30658,5 кг = 0,307 МН
Приймаємовнутрішній діаметр опорного кільця D1 = 2,44 м, зовнішній діаметр опорногокільця D2 = 2,64 м.
Площаопорного кільця:
/>
Питоменавантаження опори на фундамент
σ= Q/A = 0,307/0,8 = 0,38 МПа
Список літератури
1. Ковалев, Е.Т. Справочник коксохимика. В 6 т. Т 3.Улавливание и переработка химических продуктов коксования / Евгений Ковалев.- Харьков:Издательский Дом «ИНЖЭК», 2009. – 432 с.
2. Белицкий, А.Н. Правилатехнической эксплуатации коксохимических предприятий / А.Н. Белицкий [и др.] – М.: Металлургия, 1985.-248 с.
3. Кауфман, А.А. Технологиякоксохимического производства: учебное пособие / А.А. Кауфман, Г.Д. Хармалпович- Екатеринбург: ВУХИН-НКА, 2005.- 288 с.
4. Гребенюк, А.Ф. Улавливаниехимических продуктов коксования: учебное пособие. В 2ч. Ч 1. / А.Ф. Гребенюк [и др.].- Донецк: «Восточный издательский дом», 2002. – 228 с.
5. Лейбович, Р.Е. Технология коксохимического производства: ученик для техникумов / Р.Е. Лейбович [и др.]: М.: Металлургия, 1982.- 360 с.
6. Коробчанский, И.Е. Расчетыаппаратуры для улавливания химических продуктов коксования / И.Е. Коробчанский,М.Д. Кузнецов: Изд-во «Металлургия», 1972. – 296 с.
7. Шелков, А.К. Справочник коксохимика. В 6 т. Т 3.Улавливание и переработка химических продуктов коксования / А.К. Шелков – М.: Издательство«Металлургия» 1966. – 394 с.
8. Кокс и химия: научно-техническийи производственный журнал. Влияние добавок на расыпчатость сульфата аммония / М.:«Металлургия». – 1988, сентябрь — № 9.
9. Кокс и химия: научно-техническийи производственный журнал. Возможность повышения рассыпчатости сульфата аммония/ М.: «Металлургия». – 1987, август — № 8.
10. Кокс и химия: научно-техническийи производственный журнал. Улучшение качества сульфата аммония / М.: «Металлургия». – 1988, май — №5.
11. ТУ У 40.2-05393085-001-2003.Газ коксовый неочищенный. Технические условия с зим 1,2. – Введ. 2009-09-21
12. ГОСТ 2184-77. Кислотасерная техническая. Технические требования. – Введ.1978-07-01. – М.: ИПК Изд-востандартов, 2003. – 21 с.
13. ТУ У 24.1-00190443-067:2007Амония сульфат коксохимического производства. Технические условия. – Введ.2008-01-01.
14. ТУ У 23.1-05393085-002-2004Смолка кислая сульфатного отделения. Технические условия с зим. 1. –Введ. 2004-05-14.
15. Башлай, З.И. Оборудованиецехов улавливания и переработки продуктов коксования: Справочник / З.И. Башлай[и др.] – М.: Металлургия, 1992. –256 с.
16. Борисов, Г.С. Основные процессы и аппараты химической технологии: Пособие по проектированию/ Г.С. Борисов [и др.] — М.: Химия,1991. -496 с.
17. Михалев, М.Ф. Расчет и конструированиемашин и аппаратов химических производств: Примеры и задачи / М.Ф. Михалев – Ленинград«Машиностроение», 1984. – 150 с.
18. ГОСТ 12621-78. Днища конические неотбортованные.Основные размеры. – Введ. 1979-01-01. – М.: Комитет стандартизации и метрологииСССР, 1978. – 3 с.
19. ГОСТ 12820-80. Фланцы стальные плоскиеприварные. Конструкция и размеры. – Введ. 1983-01-01. – М.: ИПК Изд-во стандартов, 2003. – 40 с.
20. СанПиН 2.2.1/2.1.1.1200-03. Санитарно-защитные зоны и санитарная классификацияпредприятий, сооружений и иных объектов. 2004. – 48 с.
21. СНиП II-89-80. Генеральные планы промышленных предприятий. – Введ.1982-01-01.Госстрой СССР. – ЦНИИпромзданий.
22. СНиП 2.05.02-85. Автомобильные дороги. — Введ.1987-01-01. Госстрой СССР.
23. ГОСТ 12.1.005-88. ССБТ. Общиесанитарно-гигиенические требования к воздуху рабочей зоны. – Введ. 1989-01-01. – М.: ИПК Изд-во стандартов, 1998. – 50 с.
24. ГОСТ 12.1.007-76. Вредные вещества. Классификацияи общие требования. – Введ. 1977-01-01. – М.: ИПК Изд-востандартов, 2007. – 7 с.
25. ГОСТ 12.0.003-74. Опасныеи вредные производственные факторы. – Введ. 1976-01-01. – М.: ИПК Изд-во стандартов, 1999. – 3 с.
26. Макаров, Г.В. Охрана труда в химической промышленности / Г.В. Макаров [и др.] – М.: Химия, 1989. – 496 с.
27. СНиП 11-4-79. Естественноеи искусственное освещение. ГосстройСССР – М.: Стройиздат. 1980. – 48 с .
28. ГОСТ 12.1.001-91. Пожарная безопасность. Общиетребования. – Введ. 1992-07-01. – М.: Стандартинформ, 2006. – 68 с.
29. РД 34.21.122-87Инструкция по проектированиюи устройству молниезащиты зданий и сооружений. Введ. 1988-07-01. – Государственный научно-исследовательскийэнергетический институт им. Г М. Кржижановского Минэнерго СССР.
30. СНиП 2.04.02-84. Водоснабжение. Наружные сети и сооружения. — Введ.2000-04-01. СоюзводоканалНИИпроект.
31. Правила устройства электроустановок (ПУЭ-2009) Украина. Х.: Изд-во «Форт», 2009. – 726 с.
32. ДНАОП 0.00-1.32-01Правила устройства электроустановок. Электрооборудование специальных установок. Киев 2001.
33. Бабіченко, В. І. промисловізасоби автоматизації. Ч. 1. Вимірювальні пристрої / В.І. Бабіченко [и др.]: Навч.посібник. – Харків: НТУ «ХПІ», 2001 р. – 470 с.
34. Тематический каталог.Метран. Датчики давления. – 2009. – 312 с.
35. Тематический каталог. Метран. Уровнемеры. – 2009. – 187 с.
36. Методичні вказівки до виконаннярозділу АСК ТП дипломного проекту для студентівV–VI курсів спеціальностей7.091600 Технологія жирів та жирозамінників. 7.051401 Біотехнологія.7.091700 Харчові добавкита компоненти / Укл.: О. Ф. Шуть, О. Ю. Олійник, Н. С. Петрова. – Дніпропетровськ:УДХТУ, 2010. – 28 с.
37. Методичні вказівки до виконання організаційно-економічної частини дипломного проекту студентівV–VI курсів та курсової роботи з курсу«Економіка хімічної промисловості» для студентів IV курсу спеціальності 7.091604 (ХТП) / Укл. І.В. Багрова, Т.С. Яровенко.– Дніпропетровськ ДВНЗ УДХТУ, 2008. – 26 с.