Расчет олеумного абсорбера

СОДЕРЖАНИЕ

ВВЕДЕНИЕ

Серная кислота  по объемам производства и применения занимает одно из первых мест среди химических веществ. Она применяется во многих отраслях промышленности для получения широкого ассортимента важнейших продуктов. Объем производства серной кислоты в любой стране может рассматриваться как показатель, который в определенной мере отражает уровень промышленного развития страны.

Примерно половина выпускаемой серной кислоты расходуется на получение минеральных удобрений, обеспечивающих повышение урожайности сельскохозяйственных культур, с другой стороны – с использованием серной кислоты выпускаются десятки миллионов тонн различных химических продуктов. Увеличение выпуска серной кислоты сопровождается усовершенствование ее технологии, аппаратурного оформления всех стадий производственного процесса, внедрением принципиально новых схем и оригинальных инженерных решений. Одновременно с повышением эффективности производства на современных сернокислотных системах большое внимание уделяется решению экологических проблем. Так, внедрение процесса двойного контактирования с промежуточной абсорбцией и применением новых высокоактивных катализаторов позволяет повысить степень окисления диоксида серы в контактном производстве серной кислоты с 97,5 – 98,0 % до 99,7 – 99,8 %. При этом примерно в 8 – 10 раз снизилось содержание диоксида серы в выхлопных газах. Развитие народного хозяйства страны выдвигает новые и все более повышенные требования к сернокислотной промышленности. Необходимо увеличить выпуск улучшенных сортов серной кислоты, предельно снизить вредные выбросы, более полно использовать все имеющиеся виды сырья, а также отходы в виде отработанной кислоты, железного купороса, отходящих слабых газов. Важнейшей задачей является увеличение надежности оборудования, повышение рентабельности производства.

1 ТЕХНОЛОГИЧЕСКАЯ  ЧАСТЬ

1.1  Описание технологической схемы  производства

Получение серной кислоты включает несколько этапов. Первым этапом является получение диоксида серы окислением (обжигом) серосодержащего сырья.

 Следующий этап – превращение оксида серы (IV) в оксид серы (VI) .  В зависимости от того, как осуществляется процесс окисления SO₂ в SO₃, различают два основных метода получения серной кислоты: контактный метод (процесс окисления проводят в твердых катализаторах) и нитрозный (башенный) метод (переносчиками кислорода являются оксиды азота). Каждый из этих методов осуществляется в  4 стадии: 1) получение обжигового газа, содержащего диоксид серы; 2) подготовка обжигового газа к контактному окислению; 3) каталитическое окисление диоксида серы; 4) абсорбция триоксида серы. Эти 4 стадии процесса получения серной кислоты объединяются в единую технологическую схему.

На рисунке 1 изображена технологическая схема процесса производства серной кислоты.

Колчедан  через дозатор подают в печь кипящего слоя 3. Унесенные частицы колчедана через циклон возврата 4 возвращаются в печь кипящего слоя. Полученный запыленный обжиговый газ, содержащий до 13 об. % SO₂, имеющий на выходе из печи температуру ~700°С, подают сначала в котел-утилизатор 5, а затем на стадию сухой очистки от огарковой пыли (в циклон 6 и в сухой

электрофильтр 7). Наличие в газе пыли, даже в небольших количествах оставшейся после сухой очистки, может привести к повышению гидравлического сопротивления аппаратов и отравлению катализатора соединениями As, адсорбированными на огарковой пыли. Отравление катализатора произойдет и в том случае, если в газовой фазе останутся оксид мышьяка As₂O₃ или соединения фтора (HF и SiF₄). Диоксид селена SeO₂ не является ядом для катализатора контактного окисления, однако он представляет собой ценное исходное сырье для промышленности полупроводников.В котле-утилизаторе происходит охлаждение газа до температуры 420°С с одновременным получением энергетического водяного пара (давление 4 МПа и температура 450°С), который может быть использован как в самой установке для компенсации затрат энергии на работу компрессров и насосов, так и в других цехах завода.

Основные примеси обжигового газа (As₂O₃, SeO₂ и др.), находящиеся в газо- и парообразном состоянии, выделяются при промывке газа серной кислотой, имеющей более низкую температуру, чем очищаемый газ. Эти примеси частично растворяются в серной кислоте, но большая их часть переходит в состав сернокислотного тумана. Кроме SO₂ обжиговый газ содержит небольшое количество триоксида серы и паров воды, которые при охлаждении газа взаимодействуют с образованием паров серной кислоты.

В очистном отделении, состоящем из двух промывных башен 8 и 10, двух пар мокрых электрофильтров 12 и сушильной башни 13, происходит очистка газа от соединений мышьяка, селена, фтора и его осушка. Первая полая промывная башня 8 работает в испарительном режиме: циркулирующая кислота охлаждает газ, при этом теплота затрачивается на испарение воды из кислоты, поступающей на орошение. Концентрация орошающей кислоты в первой башне, равная 40—50 мас. % H₂SO₄. Первая промывная башня — полая, так как в насадочной или тарельчатой колоннах будет происходить забивание контактных элементов осаждающейся пылью. Во второй (насадочной) промывной башне происходит укрупнение и частичное осаждение капель тумана. Кислота из второй башни поступает в сборник 9 и после охлаждения возвращается на орошение.

Для улучшения условий выделения тумана в мокрых электрофильтрах снижают температуру газа и концентрацию орошающей кислоты во второй промывной башне. При этом повышается относительная влажность газа, что приводит к поглощению паров воды каплями тумана и увеличению их размера.

После второй промывной башни газ проходит последовательно два электрофильтра 12, затем насадочную сушильную башню 13, орошаемую 93—94%-ной серной кислотой при температуре 28—30°С. Кислота циркулирует между сушильной башней 13 и сборником 9; часть кислоты отводится как готовая продукция на склад. Для поддержания постоянной температуры на стадии осушки циркулирующую кислоту охлаждают в оросительном холодильнике 11. Перед сушильной башней обжиговый газ разбавляют воздухом с целью снижения в нем концентрации SO₂ до 9 об. % и увеличения избытка кислорода в соответствии с оптимальными условиями окисления диоксида серы.

Содержание  водяных паров тем больше, чем  выше температура газа. Пары воды безвредны для ванадиевого катализатора. Однако их наличие в газе приводит к образованию тумана в абсорбционном отделении. При этом возможны большие потери кислоты с отходящими газами, так как туман практически не улавливается в обычных абсорберах. Кроме того, образующийся в результате коррозии металл сульфат железа попадает на контактную массу, что приводит к повышению гидравлического сопротивления, а в последующем приводит к снижению объема получаемой продукции. Отсюда ясна необходимость в тщательной очистке воздуха от паров воды. Содержание влаги в газе, выходящем из сушильных башен, не должно превышать 0,08 г/м³ (0,01 об. %). Осушка газов осуществляется в сушильных башнях (13), которые орошаются серной кислотой с концентрацией 92,5–94 %.  Орошение при помощи более концентрированной кислоты, хотя и позволяет достичь высокой  степени осушки, но при этом в газе после башни увеличивается содержание тумана серной кислоты. При орошении башни кислотой с концентрацией менее 92,5 % не достигается необходимая степень осушки газа от влаги. Поэтому  концентрация кислоты 92,5 %–95% оптимальна и позволяет получить газ с содержанием влаги не более 0,02 %.

После сушильной башни  обжиговый газ проходит через  фильтр-брызгоуловитель 14 и поступает в турбогазодувку 1, которая подает его в контактное отделение.

Пуск контактного  аппарата начинается с его сушки  и сушки катализатора и заканчивается донасыщением катализатора. Процесс сушки  начинается с продувки атмосферным воздухом без включения топки пускового подогревателя. Для предотвращения конденсации водяных паров на нижних слоях, которые образовались на верхних слоях, продувают в течение 4–6 часов нижние слои, потом верхние слои, в течение того же времени. После выравнивания температуры по всему аппарату разжигают топку пускового подогревателя и начинают продувку нижних слоев, осушенных воздухом, повышая температуру на 10–15⁰С за час. Содержание влаги не должно превышать 0,01 % и воздух не должен содержать диоксид серы. Для нагрева воздуха нагружают газовую горелку по газу, сохраняя нормальное соотношение газ–воздух. После повышения температуры на входе в нижние слои на 30⁰С часть потока воздуха направляют на первый слой, с целью определить разогрев первого слоя нижними слоями на 10–20 ⁰С. После достижения по всему аппарату температуры 110–120⁰С сделать выдержку в течении 6 часов, затем постепенно переходить на последовательный разогрев в подачей всего объема воздуха на первый слой, не допуская снижения температуры на нижних слоях. Разогрев ведут равномерно, со скоростью 15–20⁰С в час до достижения температуры 400–480⁰С на входе в первый слой. Количество воздуха постепенно уменьшают. Отношение объема нагретого воздуха к объему загруженного катализатора должно быть не менее 150 нм³/ч. И как только температура на выходе из последнего слоя достигнет значения 320–340⁰С разогрев прекращают и приступают к сульфатизации катализатора.

 В теплообменниках 15 газ нагревается за счет теплоты продуктов реакции до температуры зажигания катализатора  и поступает на первый слой контактного аппарата. В первом слое катализатора происходит окисление SO₂ на 74% с одновременным повышением температуры до 600°С. После охлаждения до 465°С газ поступает на второй слой контактного аппарата, где степень превращения достигает 86%, а температура газа возрастает до 514°С. После охлаждения до 450°С газ поступает на третий слой контактного аппарата, где –х_SO2 увеличивается до 94—94,5%, а температура повышается до 470°С.

Затем в соответствии с требованиями метода ДКДА реакционный газ охлаждают в теплообменниках 15 до 120°С и направляют на абсорбцию первой ступени:сначала в олеумный абсорбер 17, затем в моногидратный абсорбер 19.

Олеумные абсорберы  представляют собой вертикальный стальной цилиндр, футерованный кислотоупорной керамикой. Для обеспечения большей  поверхности соприкосновения газа и орошающей кислоты в  башне устанавливаются несколько рядов крупных колец Рашига: 2 ряда – (150 х 150 мм); 2 ряда – (120 х 120 мм); 2 ряда – (100 х 100 мм); 2 ряда – (80 х 80 мм), на которые укладывают основной слой насадки из колец  (50 х 50 мм).

Насадка опирается на колосниковую решетку, которая опирается на столбы из кислотоупорного кирпича. В процессе осушки воздуха происходит абсорбция паров воды концентрированной серной кислотой.

 После моногидратного абсорбера  газ вновь нагревают до температуры 430°С и подают на четвертый слой катализатора. Концентрация диоксида серы в газе составляет теперь 0,75—0,85 об. %. В четвертом слое происходит окисление SO₂ на ~80%, сопровождающееся повышением температуры до 449°С. Реакционную смесь вновь охлаждают до температуры 409°С и направляют на последний (пятый) слой контактного аппарата. Общая степень превращения после пяти стадий контактирования составляет 99,9%. Непоглощенный газ, состоящий в основном из воздуха подают на санитарную очистку.

1.2 Теоретические основы процесса

Нами рассматривается  технологическая схема с двойным  контактированием – двойной абсорбцией (ДК/ДА) – как метод, при котором возможно увеличить степень извлечения целевого продукта, достичь того же минимального содержания SO₂ в выхлопных газах сернокислотного производства. что и после химической обработки, т.е. решаются экологические проблемы.

Этот  метод  основан на принципе Ле-Шателье, согласно которому удаление одного из компонентов реакционной смеси двигает равновесие реакции в сторону образования этого компонента. Сущность метода заключается в проведении процесса окисления диоксида серы с выделением триоксида серы  в дополнительном абсорбере.

На первой стадии проводят частичное окисление SO₂. Протекает экзотермическая химическая реакция:

S + O₂ ––––> SO₂ + Q.

                                         Сера                                  Вода    Пар

 Воздух           Осушка              Сжигание            Утилизация        Окисление

                        воздуха                   серы                    теплоты                 SO₂

                                                      Отходящие

                                               Вода               газы                             Вода

             Серная кислота          Абсорбция          Окисление        Абсорбция

            (целевой продукт)                SO₃                     SO₃                       SO₃

                                                              II                          II                           I

Рисунок 2 –  Принципиальная схема производства серной кислоты из серы методом двойного  контактирования

Вторая стадия включает осушку газа и утилизацию теплоты.

На третьей  стадии протекает обратимая экзотермическая  химическая реакция контактного окисления сернистого ангидрида в серный, протекающего на ванадиевом катализаторе:

SO₂ + ½ O₂ Û SO₃ + Q.

Константа равновесия определяется по формуле:

                                              ,

где P_SO3 – парциальное давление серного ангидрида , Па;

P_SO2 – парциальное давление сернистого ангидрида, Па;

P_O2 – парциальное давление кислорода в состоянии равновесия, Па.

Процесс окисления  ведется на ванадиевом катализаторе V₂O₅ при температуре 400⁰С. Скорость окисления SO₂ в SO₃ равна скорости обратного процесса. Оптимальной температурой является 590–610⁰С. При более высокой температуре катализатор стекает.  Катализатор активен потому. Что является переносчиком кислорода: 

V₂O₃ + SO₂ = V₂O₄ + SO₃

V₂O₄ + 0,5 O₂ = V₂O₅.

Активность  катализатора снижается в присутствии  так называемых каталитических ядов. Это мышьяк и другие вещества отрицательно действующие на катализатор.

На последней  стадии происходит  поглощение полученного  в контактном аппарате газообразного серного ангидрида, а затем превращение его в серную кислоту. Серный ангидрид растворяется в серной кислоте, а затем взаимодействует с содержащейся в ней водой:  

nSO₃ + H₂O = H₂SO₄ + (n – 1) SO₃.

В ходе этой реакции  образуется серная кислота и выделяется тепло. В том случае, когда коэффициент n > 1 образуется олеум, при n = 1 – моногидрат, а при

n < 1 – разбавленная серная кислота. Поглощение серного ангидрида зависит от концентрации, температуры поглощающей кислоты, от плотности орошения абсорберов.

Абсорбцией  называют процесс поглощения газов или паров из газовых или паро-газовых смесей жидкими поглотителями (абсорбентами).

При физической абсорбции поглощаемый газ (абсорбтив) не взаимодействует химически с  абсорбентом. Если же абсорбтив образует с абсорбентом химическое соединение (как в нашем случае), то процесс называется хемосорбцией.

Физическая  абсорбция в большинстве случаев  обратима. На этом свойстве абсорбционных процессов основано выделение поглощенного газа из раствора –

   десорбция.

При абсорбции  содержание газа в растворе зависит от свойств газа и жидкости, давления, температуры и состава газовой фазы (парциального давления растворяющегося газа в газовой смеси).

Для системы  газ-жидкость переменными являются температура, давление и концентрация в обеих фазах. Следовательно, в состоянии равновесия при постоянных температуре и общем давлении зависимость  между парциальным давлением газа А (или его концентрацией) и составом жидкой фазы однозначна. Эта зависимость выражается законом Генри: парциальное давление Р_А растворенного газа пропорционально его мольной доле х_А  в растворе

р*_A = Ex_A

или растворимость  газа (поглощаемого компонента А) в  жидкости при данной температуре пропорциональна его парциальному давлению над жидкостью

где р*_A – парциальное давление поглощаемого газа, находящегося в равновесии с раствором, имеющим концентрацию х_А (в мол. долях);

х*_А – концентрация газа в растворе (в мол. долях), равновесном с газовой

фазой, в которой парциальное давление поглощаемого компонента равно р_А;

Е – коэффициент  пропорциональности,  называемый коэффициентом, или 

константой Генри.

Числовые значения коэффициента Генри для данного  газа зависят от природы поглотителя  и газа и от температуры, но не зависят  от общего давления в системе.

Принимая расходы фаз по высоте аппарата постоянными, и выразив содержание поглощаемого газа в относительных мольных концентрациях, получаем уравнение материального баланса абсорбции:

G(Y_H – Y_K) = L (X_K – X_H),

где G – расход инертного газа, кмоль/сек;

Y_H и Y_K – начальная и конечная абсорбтива в газовой смеси, кмоль/кмоль инертного газа;

L – расход абсорбента, кмоль/сек;

Х_Н и Х_К – концентрации кмоль/кмоль абсорбента.

Из этого  уравнения следует , что общий  расход абсорбента (в кмоль/сек):

а его удельный расход (в кмоль/кмоль инертного газа)

Это уравнение  можно переписать так:

Y_H – Y_K = l(X_K- X_H).

Последнее уравнение  показывает, что изменение концентрации в абсорбционном аппарате происходит прямолинейно и, следовательно, в координатах Y-X рабочая линия процесса абсорбции представляет собой прямую с углом наклона, тангенс которого равен l = L/G.

Абсорбция является одним из видов процесса массопередачи, который характеризуется переходом одного или нескольких веществ из одной фазы в другую.  Процесс массопередачи включает процессы массоотдачи в пределах каждой из двух взаимодействующих фаз и, кроме того – процесс переноса распределяемого вещества через поверхность раздела фаз. Основное уравнение массопередачи, определяющее количество М вещества, переносимого из фазы в фазу в единицу времени, выражают следующим образом:

М = K_yF(y – y*)t,

M = K_xF(x* - x) t,

где у*, x* -  равновесные концентрации в данной фазе, соответствующие концентрациям распределяемого вещества в основной массе (ядре) другой фазы;

К_у, К_х – коэффициенты массопередачи, выраженные соответственно через концентрации фаз Ф_у и Ф_х.

Коэффициент массопередачи (К_у или К_х) показывает, какое количество вещества переходит из фазы в фазу за единицу времени через единицу поверхности контакта фаз при движущей силе массопередачи, равной единице.

Концентрации  фаз изменяются при их движении вдоль  поверхности раздела,

соответственно  изменяется движущая сила массопередачи. Поэтому в уравнение массопередачи вводят величину средней движущей силы (Dу_ср и Dх_ср), тогда

    основное уравнение массопередачи принимает вид:

M = K_yF Dу_срt,                                                 (1)

          M = K_xF Dx_срt.                                                 (2)

Этими уравнениями  характеризуется скорость процесса абсорбции, если движущую  силу выражают в концентрация газовой фазы (1), если движущая сила выражается в концентрациях жидкой фазы (2).

Во многих практически важных процессах абсорбции  поглощение газа жидкостью сопровождается химическим взаимодействием фаз. Скорость хемосорбции зависит как от скорости реакции, так и от скорости массопередачи между фазами. В зависимости от того, какая скорость определяет  общую скорость процесса переноса массы, различают кинетическую, диффузионную или смешанную диффузионно-кинетическую области протекания хемосорбционных процессов. При расчете требуемой поверхности контакта фаз в условиях хемосорбции ускорение процесса можно учесть увеличением коэффициента массопередачи b_ж, если считать движущую силу процесса такой же, как при физической абсорбции. Тогда коэффициент массоотдачи в жидкой фазе  b¢_ж при протекании химической реакции

b¢_ж = b_жF,

где F - фактор ускорения массообмена, показывающий, во сколько раз увеличивается скорость абсорбции за счет протекания химической реакции.

1.3 Описание  объекта разработки,

выбор материалов в объекте разработки

1.3.1 Описание  объекта разработки

Объектом разработки является олеумный абсорбер, который  представляет собой вертикальный стальной, сварной цилиндрический аппарат,  футерованный  кислотоупорным кирпичом на селикатной замазке (3). Диаметр абсорбера (находится по расчетам)  6020 мм, высота  15760 мм. Абсорбер заполнен насадкой – кольцами Рашига на высоту 7000 мм (3). Насадка кислотоупорная керамическая ГОСТ 176.12–89. Крышка абсорбера отштукатурена диабазовой замазкой, на металлической сетке.

Газ в башню поступает  с температурой 120⁰С, через штуцер (4) в подколосниковом пространстве и отводится сверху, через штуцер в крышке (5).

Кислоту на орошение подают с температурой 40⁰С и массовой долей свободного SO₃ не менее 20%, через распределительные устройства (6), обеспечивающие равномерное распределение орошения по всему поперечному сечению аппарата. Кислота преимущественно стекает по насадке в виде пленки. Соприкосновение газа с кислотой происходит главным образом на сплоченной поверхности насадки, которая накрыта тонкой пленкой. Отводится кислота снизу через отводную трубу (7). Распределительное   устройство состоит из распределителей и распределительной плиты.    Для   орошения      насадочных колонн более трех метров из–за значительного увеличения габаритов и массы оросителя с увеличением диаметра, применяют не сплошные плиты, а сборные конструкции в виде секторов. Их стенки, при соответствующей установке образуют зазоры для прохода газа. Плита распределяет жидкость по квадратной сетке оросителя.

Еще одна функция плиты, кроме  равномерного распределения жидкости обеспечивает работу колонны с минимальным уносом брызг. Плита, к тому же, мало чувствительна к засорениям, содержащимся в орошающей кислоте.

Чтобы  избежать образования  больших волн кислоты при наливе ее на плиту, в данном абсорбере предусмотрены  распределители, которые равномерно распределяют кислоту по поверхности  плиты.

Секторные плиты обладают практически всеми достоинствами цельных распределительных плит, и, кроме того, имеют достоинства, особенно важные при орошении абсорберов больших диаметров: во–первых, коэффициент перфорации оросителя, отнесенный к поперечному сечению колонны достигает значения  a_n = 50%, что позволяет во многих случаях прекратить процесс уноса брызг даже при высоких нагрузках аппарата по газу; во–вторых , металлоемкость оросителя меньше, чем у цельных плит такого же диаметра, и секторные плиты менее громоздки и сложны в изготовлении и монтаже, чем цельные плиты; в–третьих , у секторных плит легче избежать перекоса, а влияние  перекоса   сектора   на   равномерность   распределения    жидкости сказывается меньше, чем при перекосе цельной плиты; в–четвертых, применение отдельных секторов, имеющих крупные прорези переливов в патрубках, упрощает эксплуатацию и изготовление таких оросителей. Однако эти оросители не обеспечивают полной смачиваемости  насадки даже при большом числе точек подачи жидкости.

Рисунок 3  - Олеумный абсорбер

1 – насадка  – кольца Рашига керамические 50х50 мм в навал; 2 -  насадка –  кольца Рашига керамические уложенные  (80х80 мм, 100х100 мм, 120х120 мм, 150х150 мм; 3 –  футеровка кислотоупорным кирпичом; 4 – штуцер подвода газа; 5 – штуцер отвода газа; 6 – распределительное устройство подачи кислоты; 7 – отводная труба кислоты

При применении неупорядоченного дополнительного  слоя колец, лежащих на насадке, можно  повысить степень смачиваемости  торца насадки и равномерность распределения жидкости по нему за счет интенсивного растекания потоков в дополнительном слое.

Аппарат снабжен штуцерами  и люками технологического назначения.

Главным преимуществом аппарат  данной конструкции являются небольшое  сопротивление и возможность работать в довольно широких пределах при изменении нагрузки по газу, а также небольшой брызгоунос.

1.3.2 Выбор материалов  в объекте разработки

При разработке аппаратов, используемых в химической промышленности в основном выбирают материалы, стойкие к агрессивным средам. При подборе материала учитывают не только коррозионную стойкость, но и прочность, устойчивость к высоким температурам; возможность обработки и сварки. Учитывают также стойкость материала, а также наличие стандарта или утвержденных технических условий.

И так как  стойкость изделия в значительной степени определяется стоимостью материалов, применяемых при  его изготовлении, то при всех прочих равных условиях, предпочтение отдается более дешевым и менее дефицитным материалам.

Так, рабочая среда в  абсорбере – олеум. Такая среда является сильно коррозионной. Рабочая температура в аппарате до 40⁰С. Учитывая все возможные варианты по выбору конструкционного материала для корпуса аппарата применяем сталь ВСт3 пс3 и футеруется кислотоупорным кирпичом на силикатной замазке.

Сталь характеризуется  хорошими сочетаниями механических и химических свойств, позволяющих  применять данную сталь для изготовления аппарата, при этом для защиты от воздействия агрессивной среды аппарат футеруют. Для изготовления крышки применяем Ст 3пс + 10Х17Н13М2Т ГОСТ 5632–72.

Все штуцера, фланцы, патрубки, люки больших размеров изготовляют из стали СТ 3пс, с внутренним кислотоупорным покрытием.

Детали аппарата, которые непосредственно контактируют с агрессивной средой, изготавливают из высоколегированной стали 10Х17Н13М2Т ГОСТ 5632–72.

2 Технологические расчеты

процесса и аппарата

2.1 Материальный  баланс процесса  абсорбции

Производительность  цеха серной кислоты H₂SO₄ – 200 тыс. тонн в год в перерасчете на олеум

2.1.1 Исходя  из производительности и числа  рабочих дней 365, определяем часовую производительность. Часовая производительность составит 22831 кг

                               (2.1)

Принимаем что  в олеумном абсорбере поглощается 70% SO₃ [8,стр.251], тогда в олеумном абсорбере получим производительность по 100%–ой серной кислоте

   (2.2)

Процесс производства серной кислоты состоит из основных стадий:

• сжигания элементарной серы и получения сернистого ангидрида

S + O₂ Û SO₂ + Q;

• окисление сернистого ангидрида до получения серного ангидрида

V₂O₅

SO₂ + ½ O₂  Û    SO₃ + Q

• абсорбция серного ангидрида серной кислотой

SO₃ + H₂O Û H₂SO₄ + Q.

                                                                    16258

Из уравнения  реакции SO₃ + H₂O Û H₂SO₄  находим количество серного

                                              80                      98