Проект установки получения сульфата аммония из коксового газа

 

 

 

КУРСОВОЙ ПРОЕКТ

по дисциплине «Тенология, оборудование и проектирование предприятий ХТ ПЭ и УМ»

РАСЧЕТНО-ПОЯСНИТЕЛЬНАЯ  ЗАПИСКА

Проект установки получения  сульфата аммония из коксового газа

наименование темы

 

 

 

 

 

 

 

Студент                         ________________                     

                                                                     подпись, дата                                            фамилия, инициалы

 

Группа 

 

 

Руководитель

канд. хим. наук, доцент       ________________            

                                                                       подпись, дата                                                          

 

 

 

 

 

 

Липецк – 2012_ г.

 

Факультет      Зав. кафедрой доцент, канд. техн наук

Кафедра  "    " ___________20    г.

 

 ЗАДАНИЕ к курсовому  проекту

 

 

 

Студенту Бондаренко В.В.

(фамилия имя, отчество)

1. Тема 

Проект установки получения  сульфата аммония из коксового газа сатураторным способом для коксовой бибатареи.производительностью по валовому

 

 

 

2. Исходные данные_______________________________________________________________________________

  Производительность  по валовому  коксу – 690 тыс. тон в год, 

  Состав шихты:  Г - 32%, Ж- 33%К  – 25%, ОС – 10%

 

 

 

 

3. Содержание расчетно-пояснительной записки _______________________________________________________


 

Выход продуктов коксования, материальный баланс сульфатного отделения,  материальный расчет сатуратора

 

 

тепловой расчет сатуратора, основные размеры сатуратора, тепловой расчет подогревателя коксового газа, Определение основных размеров подогревателя Определение основных размеров подогревателя

 

 

 

,

определение основных размеров подогревателя, расчет сушилки для сульфата аммония, тепловой расчет зоны

 

охлаждения, тепловой расчет калорифера, расчет основных размеров сушильной камеры, проверка зоны

 охлаждения.

 
 
 

10. Срок сдачи работы  руководителю ______________________________________

11. Консультанты по  проекту ______________________________________________

12. Дата выдачи задания___________________________________________________________________

 

 

13. Руководитель ________________________________________________________________________

14. Задание принял к  исполнению студент ___________________________________________________


 

АННОТАЦИЯ

 

С. 41. Ил. 1. Табл. 2.Литература 5 наз.

 

 

 

 

 

 

 

В курсовом проекте изложена методика выбора сатуратора расчет, а также материального и теплового балансов и определение основных размеров. Рассчитаны процессы сушки сульфата аммония в кипящем слое, размеры сушильной камеры и тепловой баланс подогревателя коксового газа.

 

 

 

 

 

 

ГРАФИЧЕСКАЯ ЧАСТЬ

Общий вид сатуратора…………………..А1

Принципиальная технологическая


схема……………………………………… А2

 

Всего в листах формата  А1……………..1,5

 

 

 

 

 

 

ОГЛАВЛЕНИЕ

 

Введение

5

1 Выход продуктов коксования

6

2 Материальный баланс  сульфатного отделения

9

3 Материальный расчет  сатуратора

11

4 Тепловой расчет сатуратора

13

5 Определение основных  размеров сатуратора

16

6 Тепловой расчет подогревателя коксового газа

17

7 Определение основных  размеров подогревателя

19

8 Расчет сушилки для  сульфата аммония

21

9 Тепловой расчет зоны  охлаждения

23

10 Тепловой расчет  калорифера

24

11 Расчет основных  размеров сушильной камеры

25

12 Проверка зоны охлаждения

29

13 Технологическая схема получения сульфата аммония

31

14 Список литературы

34


 

 

 

 

 

 

ВВЕДЕНИЕ

 

Особенностью сатураторного  процесса является одновременное улавливание  из газа аммиака и пиридиновых  оснований и кристаллизация соли сульфата аммония.

Максимальный эффект каждого из этих процессов может быть достигнут при различных физико-химических условиях, которые создать одновременно в одном аппарате трудно. Химизм процесса, лежащий в основе получения сульфата аммония в сатураторе, сводится к реакции нейтрализации аммиака серной кислотой. Реакция эта протекает с огромной скоростью и как всякая реакция нейтрализации, сопровождается выделением тепла. Качество сульфата аммония зависит от работы первичных холодильников, электрофильтров, аммиачного и пиридинового отделений; от качества поступающей серной кислоты; эффективности перемешивающих устройств, нагрузки сатуратора по газу и аммиаку.

Важнейшими факторами, влияющими на ход сатураторного  процесса являются: температура и  кислотность маточного раствора, интенсификация массообмена в ванне сатуратора и чистота маточного раствора.

 

 

 

 

          1 ВЫХОД ПРОДУКТОВ КОКСОВАНИЯ

 

  Материальный баланс  коксования составляется на основании  закона сохранения массы вещества:

    S Gисх= S G кон         

где  S Gисх – сумма массы сухой угольной шихты (исходных веществ) и количества влаги, поступившей с ней; S G кон – сумма массы кокса, влаги шихты, пирогенетической влаги, газа, смолы и других химических продуктов полученных при коксовании угольной шихты.

Таблица 1 – Сводный материальный баланс коксованя шихты.

Статья

Масса, кг

Массовая доля,                %

Статья

Масса, кг

Массовая доля,                %

влажная

  шихта

сухая шихта

влажная

  шихта

сухая шихта

Приходная часть

Расходная часть

Сухая шихта

927,8

92,78

100

Сырой бензол

9,19

0,919

0,99

Влага

шихта

72,2

7,22

     -

Аммиак 100%-ый

2,29

0,229

0,3

Итого

1000

100,0

100,0

Сера в пересчете  на H2S

1,94

0,194

0,2

                                                   Расходная часть

Кокс валовый

726

72,6

78,3

Влага шихты

72,7

7,2

       -

Коксовый 

газ

132,7

13,27

14,3

Пироген.

вода

21,7

2,17

2,22

Смола безводная

32,1

3,21

3,46

Невязка

баланса

0,11

0,011

0,1

       

Итого

1000

100,0

100,0


 

1.1 Материальный бланс коксования расчитан впроекте коксовой батареии, результаты в Таблице 1.

1.2 Расчет выхода химических продуктов коксования (осуществлен на основании теоретических и эмпирических формул).

    1.2.1 По массе.

В рабочей шихте содержится, %:

    валовый кокс (78,3%):

  Gk = 690000 т/г = 78767,12 кг/ч (1);

    сухой коксовый газ (14,3%):

   Gг = = 14415,4 кг/ч;

    бензол (0,99%):

   G C6Н6 = =995,9 кг/ч;

    аммиак (0,3%):

    GNH3 = =301,8 кг/ч;

    сероводород (0,2%):

    GH2S = =201,19 кг/ч.

     Итого: 16744 м/ч.

   

    1.2.2 По объему.

     сухой коксовый газ:

    Vг = = 31751,98 м3/ч (2);

     бензол:

    VC6Н6 = = 31751,98 м3/ч;

     вода:

    VН2О = = 1032,5 м3/ч;

     аммиак:

    VNH3 = = 397,6 м3/ч;

     сероводорда:

    VH2S = =132,5 м3/ч.

    Итого: 33583,28 м3/ч.

    

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

2 МАТЕРИАЛЬНЫЙ БАЛАНС  СУЛЬФАТНОГО

ОТДЕЛЕНИЯ

 

2.1 Баланс аммиака:

  Потери NH3 составляют 0,03 г/м. Общий выход газообразных продуктов составляет 33009, 4 м/ч.

  Таким образом, потери аммиака с обратным коксовым газом, равны:

0,03* =0,99 кг/ч.

 GNH3 = 301, 8 – 0,99 = 300,8 кг/ч.

Материальный  баланс аммиака составил:

Приход, кг/ч

Расход, кг/ч

С коксовым газом: 301,8

С выходящим коксовым газом: 0,99

 

Реагирует с кислотой: 300,8

Итого: 301,8.

Итого: 301,8.


 

2.2 Количество серной кислоты в расчете на моногидрат:

G H2SO4= =867кг/ч.

 После фугования остаётся еще 1кг серной кислоты, и таким образом,

GH2SO4 = 868 кг/ч.

 Так как концентрация H2SO4 составляет 76%, массовый расход серной

кислоты равен:

  G раст = = 1142,1 кг/ч.

2.3 Количество сульфата аммония:

  G(NH4)2SO4 = 868 + 300,81 = 968,8 кг/ч – получено в ходе реакции кислоты с раствором аммиака.

2.4 Вода:

  G 1 H2O = 968,8*0,06 =  58,1 кг/ч – поступает для промывки  сульфата (6% от расхода сульфата аммония);

  G2 H2O = 1142,1 – 868 = 274,1 кг/ч;

  G3H2O = 78767,12 * 0,0937 = 7380, 48 кг/ч;

  G4H2O = 829,68 кг/ч.

В (NH4)2SO4 содержится 2% влаги, таким образом:

 G5H2O = - 968,8 = 19,8 кг/ч.

Материальный баланс воды составил:

Приход, кг/ч

Расход, кг/ч

С коксовым газом: 829,68

С (NH4)2SO4: 19,8

С H2SO4: 271,1

С коксовым газом (по разности): 1140

Промывка (NH4)2SO4: 58,1

  

Итого: 1158,88

Итого: 1158,88


 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

3 МАТЕРИАЛЬНЫЙ РАСЧЕТ САТУРАТОРА

 

3.1 Приход.

3.1.1 Коксовый газ.

Таблица 2 – Состав коксового газа.

Приход

G, кг/ч

V, м3/ч

сухой коксовый газ

14415,4

31751,98

бензол

995,9

268,7

аммиак

301,8

397,6

сероводород

201,2

132,5

вода

829,7

1032,5

Итого:

16744

33583,3


 

3.2.2 Серная кислота поступает  в количестве:

 G H2SO4 = 868 кг/ч.

3.2.3 Маточный раствор – X1, кг/ч.

 Всего: 20262,93 кг/ч.

3.2 Расход.

3.2.1 Маточный раствор:

 X2 = 10* G(NH4)2SO4 = 968,8*10=9688 кг/ч.

3.2.2 Коксовый газ:

Приход

G, кг/ч

V, м3/ч

сухой коксовый газ

14415,4

31751,98

бензол

995,9

268,7

аммиак

2

2,6

сероводород

201,2

132,5

вода

1139,08

1417,5

Итого:

16753,6

46330,8


 

3.3 Материальный баланс:

Приход, кг/ч

Расход, кг/ч

Коксовый газ: 16744

Коксовый газ: 16753,6

Серная кислота: 9119,8

Маточный раствор: 9688

Маточный раствор: Х1

  

Итого: 26441,6

Итого:26441,6


 

Таким образом:

Gмат. р-ор= X1 = 547,8 кг/ч. 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

4 ТЕПЛОВОЙ РАСЧЕТ САТУРАТОРА

 

4.1 Приход.

 4.1.1 Пусть t – температура коксового газа, тогда:

  а) сухой коксовый газ:

  q1= 14415,4*0,7t*4,19 = 42280,37t Дж/ч ;

  б) бензол:

  q2 = 995,9*0,246t *4,19= 1026,55t Дж/ч;

   в) вода:

   q3 = 829,7*0,438t*4,19= 1522,7t Дж/ч;

   г) сероводород:

  q4 = 201,2*0,238t * 4,19 = 200,7t Дж/ч;

   д) аммиак

   q5 = 301,8 *0,503t*4,19 = 636,04t Дж/ч;

  Q1 = 45669,32t Дж/ч - общее тепло, вносимое компонентами коксового газа.

4.1.2 Тепло, вносимое серной кислотой:

    Q2 = 868*0,458*20*4,19 = 33314,19 Дж/ч;

4.1.3 Тепло, вносимое маточным раствором:

    Q3 = 9119,8*45*0,64*45*4,19 = 1100504 Дж/ч;

4.1.4 Тепло вносимое циркулирующим раствором:

  30 * G(NH4)2SO4 = 968,8*30= 29064 кг/ч;

 Q4= 29064*64*48*4,19 = 3741025 Дж/ч

4.1.5 Тепло химической реакции:

  а) тепло разбавления серной кислоты:

  q1= 36662,5 Дж/моль H2SO4 ;

  Q5 ‘= 36662,5 * =  324350,8 Дж/ч;

  б) тепло нейтрализации аммиака серной кислотой:

  q2= 195673 Дж/моль H2SO4 ;

  Q5 ‘’= 195673* = 1725375 Дж/ч;

   в) тепло кристаллизации сульфата аммония:

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

   г) общее тепла химической реакции:

  Q5= 2129682 Дж/ч;

  4.1.6 Общий приход тепла:

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

4.2 Расход

4.2.1 Пусть Тгаза = Tcат = 55°С, тогда:

  а) сухой коксовый газ:

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

  б) бензол:

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

   в) вода:

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

   г) сероводород:

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

   д) аммиак

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

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

4.2.2 Тепло, уносимое  маточным раствором: 

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

4.2.3 Тепло, уносимое циркулирующим раствором:

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

4.2.4 Тепло, теряемое сатуратором:

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

  Qрасх = 11563445 Дж/ч. (2)

4.3 Температура приходящего  коксового газа:

  t= = 33,78°С.

  Таким образом,  тепло, вносимое газом, равно:

   Q1 = 45669,32*33,78=1542709,6

 

Приход, Дж/ч

Расход, Дж/ч

Тепло коксового газа:

1542709,6

Тепло коксового газа:

5466437

Теплота, вносимая H2SO4:

33314,19

Тепло маточного раствора:

1300844

Тепло маточного раствора:

1100504

Тепло циркулирующего раствора:

428659,1

Тепло циркулирующего раствора:

3741025

Тепло потерянное сатуратором:

381290

Тепло химической реакции:

2129682

  

Общий приход:

11563445

Общий расход:

11563445


 

 

 

 

 

 

 

 

5 ОСНОВНЫЕ РАЗМЕРЫ САТУРАТОРА

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

5.1.1 Объем поступающего газа:

 V1 = 33583,3* * = 31659,3 м3/ч;

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

 

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

 D1 = = = 0,7 м; (3)

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

  D2 = = = 1,18 м; (4)

 Следовательно, площадь сечения трубы равна:

  S1 = 1,09 м2 ;

5.3 Диаметр сатуратора:

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

5.3.1 Площадь кольцевого сечения:

  Sк = = 15,1 м2 ; (6)

5.3.2 Общее сечение сатуратора:

  S = S1 + Sк =17 м2 .

  Таким образом, диаметр сатуратора равен:

Dсат =

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

КОКСОВОГО ГАЗА

 

6.1 Приход.

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

  а) сухой коксовый газ:

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

  б) бензол:

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

   в) вода:

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

   г) сероводород:

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

   д) аммиак

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

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

6.1.2  Теплота сообщенная греющим  паром, равна:

  Q2 = 173648,265 Дж/ч;

  Следовательно, общий подвод равен:

  Qприх= 3612024Дж/ч;

6.2 Расход.

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

  а) сухой коксовый газ:

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

  б) бензол:

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

   в) вода:

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

   г) сероводород:

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

   д) аммиак

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

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

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

   Q4= 0,03* Qприх = 5209,45 Дж/ч;

    Qрасх = Q4  +   Q3 = 3617233 Дж/ч.

  Таким образом, тепло греющего пара равно:

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

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

  = 2,4 кг/ч.

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

7 ОПРЕДЕЛЕНИЕ ОСНОВНЫХ РАЗМЕРОВ ПОДОГРЕВАТЕЛЯ

 

 7.1 Объем газа, поступающего в подогреватель:

 а) V= 46330,8* * = 42945,9 м3/ч;

Таким образом:

 б) S = = 0,8 м;

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

Фактическая скорость:

 г) u = = 15 м/с. (6)

 Число Рейндольса:

 д) Re=1000* ; (7)

7.2 Вязкость влажного  коксового газа:

  а) = + ; (8)

тогда:

  М с.г.= *22,4 = 10,2 кг/моль; (9)

  V с.г. = * 100 = 68,5;

  таким образом:

 б) VH2O = 31,5%;

 в) = 50260,9+47250 = 97510,9

 г) Мвл.г.= =12,6 спз (10)

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

7.3 Плотность влажного коксового газа:

 ρ = = 0,39 кг/м3; (12)

следовательно:

 Re = 1000* =16215; (13)

7.4 Коэффициент теплопроводности:

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

 Теплоемкость влажного  коксового газа:

 С=  = 3Дж/кг*°С; (15)

Число Прандтля:

 Pr=3,6* = 2,3

 Число Нуссельта:

 Nu = 0,023* Re0,8*Pr0,4=105,6 (16)

  Коэффициент теплоотдачи:

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

  При α1= 10000:

 K = 410,62 Дж/м2*ч*°С

 Dtср = 100°;

7.5 Требуемая поверхность:

 F= = 78,7 м2..

7.6 Длина трубок:

  L= = 0,12м;

 7.8 Диаметр:

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

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

 

8.1 Материальный расчет

 Общий расход влажного сульфата аммония:

  G(NH4)2SO4 = 988,2кг/ч;

 из них 

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

 GH2O = 19,4 кг/ч – количество воды.

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

  W = 9,4 - = 18,4 кг/ч.

8.2 Тепловой расчет.

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

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

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

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

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

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

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

8.2.1 Приход.

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

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

                     i1 – энтальпия поступающего воздуха;

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

 следовательно:

Q2 = 152,2L Дж/ч;

Qприх = 24033,84 + 36,32L Дж/ч.

8.2.2 Расход.

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

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

  d2= d0 * ;

  i2= 80,029+ Дж/ч;

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

 Таким образом:

 Qрасх = 137495 +80,029L Дж/ч.

8.2.3 Расчет расхода  сухого воздуха:

 24033,84 + 36,32L =137495 +80,029L

 72,152L = 113461;

  L =1572,5 кг/ч .

 Из чего следует,  что:

 Q2 = 239304 Дж/ч;

 Q4 = 173963,6 Дж/ч;

 Lвл = 11,95 кг – расход влажного воздуха.

Приход, Дж/ч

Расход, Дж/ч

Тепло коксового газа:

1542709,6

Тепло коксового газа:

5466437

Теплота, вносимая H2SO4:

33314,19

Тепло маточного раствора:

1300844

Тепло маточного раствора:

1100504

Тепло циркулирующего раствора:

428659,1

Тепло циркулирующего раствора:

3741025

Тепло потерянное сатуратором:

381290


 

9 ТЕПЛОВОЙ РАСЧЕТ ЗОНЫ ОХЛАЖДЕНИЯ

 

 9.1 Приход.

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

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

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

 Таким образом:

 Qприх = 80630 + 34,36L Дж/ч.

9.2 Расход.

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

  Q4 = L0*i3;

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

  Qрасх = 62578 + 62,85L0 Дж/ч ;

9.3 Расчет расхода воздуха:

 80630 + 34,36L 0 = 62578 + 62,85L0;

28,49 L 0 = 18052;

 L = 143,6 кг/ч;

Таким образом, количество теплоты равно:

Q2= 85564,1 Дж/ч;

Q4=71603,26Дж/ч.

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

10 ТЕПЛОВОЙ РАСЧЕТ КАЛОРИФЕРА

 

10.1 Приход тепла:

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

  Q2 – тепло, вносимое паром;

 Таким образом:

  Qприх = 53962 + Q2.

10.2 Расход тепла:

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

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

  Qрасх = 257838 Дж/ч.

  Таким образом:

  Q2 = 257838 – 53962= 203876 Дж/ч.

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

= 95,2кг/ч.

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

11 РАСЧЕТ ОСНОВНЫХ РАЗМЕРОВ  СУШИЛЬНОЙ КАМЕРЫ

 

11.1 Площадь решетки для сушильной зоны:

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

                                    u2 – оптимальная скорость воздуха,  м/с.

При T= °С –средняя температура;

 Vc = ( + ) * * = 20661 м3/ч;

rс = = 0,4 кг/м3; (18)

;

Re =   - критерий Рейнольдса;

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

 Re = = 160;

 uс = Re* = 3,76 м/с;

 Fc = = 15 м2;

  11.2 Определение площади  решетки для охлаждающей  зоны  камеры:

  V0 = ( * 22,4)* * = 12,07 м3/ч;

  При T= °С – средняя температура;

 rс = = 1,03 кг/м3;

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

Ar =  = = 61176,7;

Re = = 137,7;

Следовательно:

 u = 137,7* =2,3 м/с

Таким образом:

F0 = =0,015 м2;

F0б = 0,015 + 0,15 = 0,165 м2.

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

 a = = = 0,15 м – ширина;

 b= =1,03 м – длина;

 lc = = 0,93м – длина сушильной зоны;

 lo=0,1 м – длина охлаждающей зоны.

11.4 Определение высоты неподвижного слоя.

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

11.4.1 Количество передаваемого тепла:

  Q = Qнагр+Qисп+Qпот, где

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

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

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

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

11.4.2 Критерий Нюссельда:

  Nu = 0,01Re *Ar0,175 *( )0,45=80, где Re – число Рейнольдса;

   dcр – средний диаметр частиц, 0,0005м;

  H0 - высота неподвижного слоя.

Re = =80;

Ar = =6711,25

Таким образом, таким образом критерий Нуссельта равен:

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

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

 α= Nu* = 0,37* * 4,19=67,8 Дж/ч;

Dtср= =19,1°С;

Sc= =83,6 м2..

11.4.3 Масса материала.

G0 = = =12,3 кг;

11.4.4 Высота неподвижного слоя:

 H12*tg α °+ H1*a - = 0,

 где H1- высота неподвижного слоя;

  a – ширина камеры, м;

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

  Vм – объем неподвижного слоя материала.

 Vм = = 0,014 м3;

 Таким образом:

 H12*tg 15 °+ H1*0,15 - = 0;

 H1 = 0,18м;

11.4.4 Гидравлическое сопротивление:

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

 11.4.5 Продолжительность сушки:

 t = = = 15,5 c.

11.5 Определение высоты кипящего слоя.

0,27*H22+0,15 H2 - * = 0;

 H2=0,36м.

11.6 Размеры камеры вверху.

  11.6.1 Ширина камеры.

 При максимальном размере частиц d=0,00015м:

 Ar = =263,64;

 Re = =9,5.

Таким образом:

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

ав=ан* = 0,15* =0,4 м – ширина камеры.

11.6.2 Общая высота камеры.

Hоб=

=0,46 м 
12 ПРОВЕРКА ЗОНЫ ОХЛАЖДЕНИЯ

 

12.1 Объем материала  в зоне охлаждения:

H12*tg α °+ H1*a - = 0;

Проект установки получения сульфата аммония из коксового газа