Ирина Эланс

Автор который поможет с любыми образовательными и учебными заданиями

Каталитическая очистка хвостовых нитрозных газов

Московский Государственный Университет Инженерной Экологии

Курсовая работа

Каталитическая очистка хвостовых нитрозных газов.

Вариант № 5.

Студент Карлов В.В.

группа И-41

Преподаватель Василевская М.В.

Москва 2005.

РАСЧЁТ КАТАЛИТИЧЕСКОГО РЕАКТОРА ОЧИСТКИ ОТХОДЯЩИХ НИТРОЗНЫХ ГАЗОВ В ПРОИЗВОДСТВЕ АЗОТНОЙ КИСЛОТЫ ПОД ДАВЛЕНИЕМ

Загрязнение атмосферы оксидами азота (NO)_Х производствами различных отраслей промышленности составляет:

-тепловые электростанции - 72,5%;

-автотранспорт - 17,3%;

-черная металлургия - 6,1;

-производство строительных материалов - 1,8;

-химическая промышленность - 1,7;

-нефтеперерабатывающая промышленность – 0,6.

Непрерывный рост производства азотной кислоты тесно связан с повышением объема отходящих газов, а, следовательно, с увеличением количества выбрасываемых в атмосферу оксидов азота, которые чрезвычайно опасны для любых живых организмов. Оксиды азота вызывают раздражение слизистой оболочки дыхательных путей, ухудшение снабжения кислородом и другие нежелательные последствия, в том числе, связанные с воздействием на нервную систему человека. Понятно, почему при проведении патентных исследований по процессам очистки газов особое внимание уделяется очистке отходящих газов именно от оксидов азота и оксидов серы.

Отходящие газы производства азотной кислоты содержат после абсорбционных колонн от 0,05 до 0,2 % (об.) оксидов азота, которые по санитарным требованиям без дополнительной очистки запрещено выбрасывать в атмосферу.

Одним из направлений снижения концентрации оксидов азота в отходящих газах является каталитическое восстановление оксидов азота горючими газами: водородом(Н2), природным газом(СН4), оксидом углерода(СО), аммиаком(NH3). Условия проведения процесса и тип используемого катализатора определяются видом применяемого газа.

Рассмотрим подробнее процесс каталитического окисления нитрозных газов.

1. Основы процесса

Процесс основан на сжигании оксидов азота на катализаторе с помощью горючих газов. В отличие от других способов очистки в данном случае оксиды азота не улавливаются, а разрушаются, восстанавливаются до элементарного азота. Себестоимость этого способа очистки зависит от стоимости катализатора и газа-восстановителя, механической прочности катализатора, а также сочетания узла каталитической очистки выхлопных газов с аппаратурой основного производства и аппаратурного оформления самого узла каталитической очистки. В качестве катализаторов наиболее широкое распространение получили металлы платиновой группы ( Pt, Pd, Ni, Ag) и некоторые оксиды(Cr2O3, V2O5, и др.), включая природные минералы, представляющие собой сложную комбинацию различных оксидов.

В результате исследований установлено, что наиболее подходящим катализатором является таблетированный оксид алюминия (Al2O3), содержащий 2 % масс.палладия(Pd)- катализатор АПК-2. Опытно-промышленные испытания показали возможность полной очистки отходящих газов от оксидов азота при объемной скорости 8000 – 16000 ч^-1, соотношения метана к кислороду 0,65 - 0,7 и температуре процесса 750 °С. Температура инициирования реакции на данном катализаторе при применении природного газа составляет 400 °С.

Увеличение скорости реакции затруднено из-за отсутствия гибкого регулирования температуры на входе в реактор. Единственной возможностью увеличения скорости реакции остается повышение концентрации метана. Это приводит как к отложению сажи на катализаторе, так и увеличению содержания оксида углерода и не прореагировавшего метана в очищенных газах. Для достижения остаточной концентрации оксидов азота 0,002-0,008 % об. в процессе восстановления поддерживают 10 %-ный избыток природного газа против стехиометрии. В качестве второго слоя в каталитической системе используют оксид алюминия, что позволяет снизить расход палладия. Срок службы катализатора АПК-2 составляет 3 года; потери палладия - 2-5% в год. В течение этого времени содержание оксидов азота в очищенном газе повышается от 0,002 – 0,003 до 0,008 – 0,01 % NО_Х при начальном содержании их в очищенном газе порядка 0,1 %.

2. Аппаратурное оформление очистки

Принципиальная схема каталитической очистки включает в себя камеру подготовки газа (камера сгорания), камеру смешения и реактор.

Конструктивно аппараты на установках каталитической очистки отходящих газов могут использоваться в вертикальном или горизонтальном исполнении.

Для примера рассмотрим реактор каталитической очистки (полочного типа).

Хвостовые нитрозные газы (рис. 4.1) входят сверху при температуре 400 – 520 °С. Чтобы исключить локальный прогрев корпуса, внутреннюю корзину футеруют слоем каолиновой ваты толщиной 70 – 100 мм.

Рис. 4.1. Схема реактора каталитической очистки

3. Расчет реактора

3.1. Физико-химические основы процесса очистки.

Процесс каталитической очистки хвостовых нитрозных газов можно описать двумя основными суммарными реакциями:

СН₄ + 2О₂ ® CO₂ + 2H₂O + Q (1)

СН₄ + 4NO ® СО₂ + 2H₂O + 2N₂+ Q (2)

В адиабатических условиях в реакторе с неподвижным слоем катализатора процесс может быть описан системой уравнений [3]:

(3)

(4)

(5)

, (6)

где V - объемный расход газа; С - концентрация соответствующего компонента; F - площадь проходного сечения реактора; W - скорость соответствующей химической реакции; С_р - теплоемкость газовой смеси; DH - тепловой эффект химической реакции; l - высота слоя контактной массы.

Скорости реакций (1) и (2) выражают в виде зависимостей [3]:

(7)

(8)

Результаты исследований показали, что:

k₀₁ = 2,47×10⁵; k₀₂ = 1,63×10⁹; E₁ = 11,8 кДж/моль; E₂ = = 78,88 кДж/моль; DH₁ = 800 кДж; DH₂ = 956 кДж; С_р = 31,2 кДж/(моль×К); i = 1,3; m = n = j = 1,0 [5].

Тогда уравнения математической модели процесса можно записать следующим образом:

(9)

(10)

(11)

(12)

3.2 Метод решения.

Для решения системы дифференциальных уравнений используем метод Рунге-Кутта 4-го порядка. Метод эффективен и реализуется программными средствами.

(13)

i = 1, 2, 3,…,n

3.3. Исходные данные.

ЗАДАНИЕ:

- определить высоту слоя контактной массы в каталитическом реакторе для обеспечения концентрации оксида азота в отходящих из аппарата очищенных газах не болев ПДК;

- составить материальный баланс для каталитического реактора.

В соответствии со списком № 3086-84 [1] максимально разовая ПДК окислов азота в атмосферном воздухе населенных мест;

ПДК_NO= 0,6 мг/м³ = 0,448×10^-6 м³/м³ = 0,448×10^-4 % об.

(ПДК_NO2= 0,085 мг/м³ = 0,634×10^-7 м³/м³ = 0,634×10^-5 % об.) (14)

Исходные данные:

диаметр аппарата - 3,6 м

объемный расход газа н.у. - 82000 м³/ч,

температура на входе в аппарат - 700K

начальная концентрация (% об.):

метана - 1,4

кислорода - 2,6

оксида азота - 0,13

начальная температура - 700 К

шаг по высоте слоя - 0,1 м

3.4. Расчет высоты слоя контактной массы.

Результаты расчета по программе для решения системы дифференциальных уравнений, реализующей метод Рунге-Кутта четвертого порядка, приведены далее. Счет по программе заканчивается, когда концентрация NO становится меньше ПДК.

Результаты расчета:

Высота слоя катализатора h = 0.6 м

Концентрации: С_О2 = 0,222 % об.; С_NO = 2,250 % об.; С_СН4 = 0,179 % об.

Температура Т = 1014,81 К

Таким образом, расчет показывает, что заданная концентрация NO достигается при высоте контактной массы 0,6 м. В этом случае при диаметре контактного аппарата 3,6 м требуется объем контактной массы в 6,107 м³:

V=п * d^2 / 4 * h = 3.14 * 3.6^2 / 4 * 0.6 = 6.107 м³

3.5 Материальный баланс каталитического реактора.

Известно, что О₂ и NO поступают в аппарат с нитрозными газами, имеющими в своем составе также N₂, пары воды, NO₂, N₂O₄ и т.п. [3]. Примем для упрощения расчетов, что нитрозные газы состоят из азота и паров воды. Пусть последних после смешения нитрозных газов с метаном в смеси содержится 18 % об., а остальное – азот.

Реакции (1)и (2) протекают без изменения объема, суммарные объемы на входе и на выходе из аппарата будут одинаковыми.

Концентрация азота в газе на входе в аппарат:

У = 100 - (18 + 2,6 + 0,13 + 1,4) = 77,87 %

Количества реагентов на входе в аппарат:

Объемные расходы:

м³/ч

Полученные значения вносим в таблицу 1. Затем по этим величинам с учетом соотношения (8) [1] рассчитаем массовые расходы каждого компонента и определяем суммарный расход смеси.

кг/м³

m_CH4=1148*0,7143=820,00кг/ч

кг/м³

m_O2=2132*1,4289=3045,7кг/ч

кг/м³

m_NO=1,3401*106,6=142,8 кг/ч

кг/м³

m_N2=63853,4*1,25=79816,75 кг/ч

кг/м³

m_H2O=0,804*14760=11860,7 кг/ч

кг/м³

По вычисленным с помощью ЭВМ значениям концентраций находим объемные расходы газов на выходе из аппарата:

м³/ч

По количеству прореагировавшего O₂ по реакции (1) определяем количество образовавшихся водяных паров, СО₂ и израсходованного метана:

V_H2O=DV_O2=2132-182,04=1949,96 м³/ч

V_CO2=DV_O2/2=1949,96/2=974,98 м³/ч

DV_CH4=DV_O2/2=974,98 м³/ч

Аналогично рассчитаем количества реагентов по реакции(2):

V_NO=(106,6-0,01845)=106,58155 м³/ч

V_H2O= V_N2= V_NO/2=(106,6-0,01845)/2=53,29 м³/ч

V_CO2= V_H2O/2=53,29/2=26,645 м³/ч

DV_CH4=26,645 м³/ч

Количество метана на выходе из реактора может быть определено:

м³/ч

V_CH4=1148-(974,98+26,645)=146,375 м³/ч

m_CH4=146,375*0,7143=104,56 кг/ч

m_O2=1,4289*182,04=260,12кг/ч

m_NO=1,3401*0,01845=0,0247 кг/ч

Находим количество прореагировавших веществ:

m_NO=142,8-0,0247=142,743 кг/ч

m_O2=3045,7-260,12=2785,58 кг/ч

Находим количество образовавшихся веществ:

64 44 36

СН₄ + 2О₂ ® CO₂ + 2H₂O + Q

2785,58 Х₁ У₁

Х₁=2785,58*44/64=1915,08 кг/ч

У₁=2785,58*36/64=1566,89 кг/ч

120 44 36 56

СН₄ + 4NO® СО₂ + 2H₂O + 2N₂+ Q

142,743 Х₂ У₂ Z₂

Х₂=142,743*44/120=52,34 кг/ч

У₂=142,743*36/120=42,82 кг/ч

Z₂=142,743*56/120=66,61 кг/ч

m_CO2= Х₁ + Х₂ =1915,08+52,34=1967,42 кг/ч

m_H2O=У₁+У₂+11860,7=1566,89+42,82+11860,7=13470,41 кг/ч

m_N2= Z₂+79816,75=66,61+79816,75=79883,36 кг/ч

Объем катализатора V=p*D²*h/4=3,14*3,6²*0,6/4=6,107 м³.

Таблица1.

Компонент		m, кг/ч	V,м³/ч			% об.
Вход в контактный аппарат
СН₄ О₂ NO N₂ H₂O	820,00 3045, 7 142,8 79816,75 11860,7			1148 2132 106,6 63853,4 14760	1,4 2,6 0,13 77,87 18
Всего	95685,95			82000	100

Выход из контактного аппарата

СН₄

О₂

N₂

H₂O

СО₂

104,56

260,12

0,0247

79883,36

13470,41

1967,42

146,375

182,04

0,01845

63906,688

16763,18

1001,6

0,1785

0,222

2,25*10^-5

77,935

20,443

1,2215

Всего

95685,89

82000

100

Выводы.

В ходе проделанной работы была определена высота слоя контактной массы в каталитическом реакторе для обеспечения концентрации оксида азота в отходящих из аппарата очищенных газах не более ПДК – 0,6м и составлен материальный баланс для каталитического реактора.

Список литературы

Бондарева Т.И., Пикулин Ю.Н.. Гетерогенно-каталитические процессы в решении экологических задач. Ресурсосберегающие экологически чистые, безотходные технологии и продукция: Учебное пособие. М.:МГАХМ, 1996.-28с.
Кутепов А.М., Бондарева Т.И., Беренгартен М.Г. Общая химическая технология. М.: Высшая школа,1990.-520с.
Производство азотной кислоты в агрегатах большой единичной мощности. Под ред. В.М. Олевского.-М.:Химия,1985.-400с.

4. Бондарева Т.И. Экология химических производств. М.: МИХМ, 1986.

Каталитическая очистка хвостовых нитрозных газов 📙 Курсовая → 🆔 101629