Влияние параметров процесса на степень превращения so2 в so3

Как следует из табл. 9.2, степень превращения SO₂ в SO₃ находится в обратной зависимости от его концентрации. Но при низких концентрациях диоксида серы мала производительность процесса. Поэтому оптимальным счи­тается газ, доля SO₂ в котором составляет 7–9 %, О₂ – 10–11 %.

Зависимость выхода SO₃ от температуры процесса при С_SO = 7 %; C_O = 11 % представлена на графике (рис. 9.5):

400 500 600 700 800 900 1000

Температура, ^оС

Рис. 9.5. Зависимость выхода SO₃ от температуры процесса

Как видно из графика, наибольший выход SO₃ (99,2 %) достигается при минимальной температуре (400 ^оС). Однако при низких температурах мала скорость процесса и, следовательно, производительность процесса. Поэтому при работе на современных ванадиевых катализаторах окисление проводят в несколько стадий с постепенным снижением температуры от 580–600 ^оС – на первой стадии и до 400–450 ^оС – на последней.

Скорость процесса окисления SO₂ определяется в первую очередь активностью катализатора, а также параметрами процесса.

История развития процесса каталитического окисления SO₂ в SO₃ знает применение трех катализаторов: Pt, Fe₂O₃ и V₂O₅. Наиболее активна платина, но она дорога и подвержена необратимым отравлениям даже следами мышьяка и селена. Fe₂O₃ не отравляется мышьяком и селеном, но активен при высоких температурах (выше 625 ^оС), т.е. тогда, когда равновесная степень превращения равна менее 70 % и поэтому применяется лишь для предварительного контактирования до Х = 50–60 %.

Ванадиевые катализаторы с содержанием V₂O₅ до 7 % – наиболее опти­мальные. Они включают в качестве промотора К₂О. Катализатор наносят на высокопористые носители – алюмосиликаты. Гранулы катализатора имеют размер не более 1,5 мм и хорошо противостоят диффузионному торможению внутри пор катализатора. Однако мелкие гранулы создают большое гидрав­ли­ческое сопротивление и поэтому применяют зерна размером 5 мм.

На любом катализаторе степень превращения SO₂ возрастает во време­ни, приближаясь к равновесной по затухающей кривой. Чем выше темпера­тура, тем быстрее достигается состояние равновесия и тем ниже равновесный выход. Кинетическое уравнение процесса окисления SO₂ в SO₃ выведено Г.К. Боресковым и описывается следующим образом:

(9.16)

Как видно из данного уравнения, наибольшее влияние на изменение кон­центрации оказывает концентрация кислорода.

На рис. 9.6 представлена зависимость степени окисления SO₂ от време­ни контакта при различных температурах и давлении 0,1 МПа.

2
				3
		1

0 0,5 1,0 1,5 2,0 2,5 3, 0

Время, с

Рис. 9.6. Влияние температуры и времени контакта

на степень окисления SO₂ в SO₃ на ванадиевом катализаторе

(C_SO = 7 %, C_SO = 11 %, C_N = 82 %)

На рис. 9.6 обозначено: 1 – 425 ^оС; 2 – 475 ^оС; 3 – 600 ^оС.

Как показано в выше приведенных исследованиях, лимитирующей ста­дией катализа является сорбция О₂. Повышение концентрации кислорода уве­личивает скорость процесса и возможную степень окисления. Но, повы­шая концентрацию кислорода, мы неизбежно снижаем концентрацию SO₂, что приводит к уменьшению производительности процесса. Кроме того, в си­лу того, что данная реакция экзотермична, повышение температуры сдви­гает равновесие в сторону меньшего значения С и общей скорости процесса. С другой стороны, константа скорости реакции с повышением темпе­ратуры повышается, согласно закону Аррениуса.

На основании изложенного можно заключить, что для достижения мак­симальной скорости процесса следует начинать его при более высоких температурах (600 ^оС), а затем снижать по кривой до 400 ^оС.

В реальных процессах подобная технология осуществляется в многополочных контактных аппаратах (см. рис. 9.7).

SO₂ SO₂

2

2

2

2

SO₃ в абсорбер

SO₂ 1

Рис. 9.7. Устройство многополочного контактного аппарата

1 – контактный аппарат; 2 – теплообменник

Полочные контактные аппараты хорошо себя зарекомендовали при дли­тельной работе, но громоздки и металлоемки. Обычно это цилиндры диа­метром 12 м и высотой 25 м. Производительность – 1000 т серной кислоты в сутки.

Катализатор служит в среднем четыре года. Оптимальные условия про­цесса создаются в контактных аппаратах кипящего слоя. В таких аппаратах применяют износостойкий шариковый ванадиевый катализатор с диаметром частиц 0,75–1,5 мм вместо 4–5 мм в аппаратах с фильтрующим слоем. В от­личие от процесса со стационарным слоем катализатора, процесс с кипящим слоем катализатора протекает в кинетической области и обладает большей производительностью. В современных технологиях степень окисления SO₂ в SO₃ достигает 99 %.

Абсорбция оксида серы (VI). Процесс описывается реакцией:

SO₃ + H₂O = H₂SO₄ + 92 кДж / моль (9.17)

При этом наличие в газовой фазе даже небольших количеств воды при­водит к образованию мельчайших капель H₂SO₄, которые образуют стойкий туман, плохо поглощаемый водой, кислотой и даже щелочью. Поэтому в газовой фазе, поступающей на абсорбцию, должны отсутствовать пары воды. Кроме того, парциальное давление паров воды над поглощающей жидкостью должно быть минимальным. Такому требованию наилучшим образом соот­вет­ствует кислота, содержащая 98,3 % H₂SO₄ (см. диаграмму кипения систе­мы Н₂О – SО₃). Такая кислота отличается ничтожным парциальным давлени­ем как Н₂О, так и SO₃, и практически полностью поглощает SO₃. При этом ки­слоту подают в таком избытке, чтобы ее концентрация за один цикл повы-шалась на 0,2 %. С кислотой отводится и теплота абсорбции.

После охлаждения лишь небольшая часть кислоты отбирается в виде готовой продукции, а основная часть после добавки воды или разбавленной кислоты возвращается на абсорбцию.

На рис. 9.8 показано влияние концентрации кислоты на скорость абсорбции.

V_абс

0 98,3 % Н₂SO₄

Рис. 9.8. Зависимость скорости абсорбции от концентрации серной кислоты

Схема двухстадийного процесса абсорбции представлена на рис. 9.9.

SO₃ 5 выходящие моногидрат

газы

3

H₂O

2

3 4

1 Н₂О

5

Н₂О

6 7

олеум на склад кислота на склад

Рис. 9.9. Схема двухстадийного процесса абсорбции SO₃

На схеме обозначено: 1 – холодильник газа; 2 – олеумный абсорбер; 3 – моногидратный аппарат; 4 – сушильный барабан; 5 – холодильники жид­ко­го продукта; 6, 7 – сборники олеума и моногидрата соответственно.

На представленной схеме на первой стадии абсорбции SO₃ и абсорбент (20 % олеум) охлаждают до 80 ^оС перед абсорбцией. На второй стадии в ка­честве сорбента используют моногидрат.

Полная технологическая схема производства серной кислоты контакт­ным способом называют ДК – ДА (двойное контактирование – двойная аб-сор­б­ция) является гораздо более сложной и включает следующие отделения:

- печное с сухой очисткой газа;

- промывное, в котором газ подвергают мокрой очистке от остатков пыли, сернокислотного тумана, контактных ядов и водяных паров;

- компрессорное;

- контактное;

- абсорбционное.

Производительность такой установки составляет до 1500 т / сутки по моногидрату. Расходные коэффициенты на 1 т моногидрата таковы: кол­чедан – 0,82 т, вода – 50 м³, электроэнергия – 82 кВт · ч.

9.3.2. Технологическая схема производства серной кислоты из се­ры. Получение H₂SO₄ из элементарной серы представляет собой процесс, включающий стадии сжигания серы до SO₂, контактирования полученного ди­оксида и абсорбцию трехоксида с получением товарной серной кислоты.

Горение серы – это гомогенная экзотермическая реакция, которой пред­шествует процесс перехода твердой серы в жидкое состояние с после­ду­ющим ее испарением:

S + O₂ = SO₂ + 297 кДж/моль (9.18)

Поскольку в печном газе при сжигании серы отсутствуют пыль и ката­литические яды, технология производства серной кислоты и серы не содер­жит отделение очистки газа, она отличается простотой, и получила название «короткой схемы» (рис. 9.10).

пар вода

сера 4 5 6 SO₃

пар

в ода

1 2

3 товарная

Н₂SO₄

7 7

воздух

Рис. 9.10. Производство серной кислоты из серы

На схеме обозначено: 1 – камера плавленая серы; 2 – фильтр жидкой серы; 3 – печь сжигания серы; 4 – котел-утилизатор; 5 – контактный аппарат; 6 – система абсорбции оксида серы (VI); 7 – холодильник серной кислоты.

9.3.3. Производство серной кислоты из сероводорода. Способ полу­чения серной кислоты из сероводорода получил название «мокрого катализа» (И.А. Ададуров, Д. Гернст, 1931 г.). Он состоит в том, что смесь диоксида серы и паров воды, полученная при сжигании сероводорода в токе воздуха, подается без предварительного разделения сразу на контактирование, где оксид серы (IV) окисляется на твердом ванадиевом катализаторе до оксида серы (VI). Затем газовая смесь охлаждается в холодильнике-конденсаторе, где пары образующейся серной кислоты превращаются в жидкий продукт.

Таким образом, в отличие от других способов получения серной кислоты, в процессе мокрого катализа отсутствует стадия абсорбции оксида серы (VI) и весь процесс включает только три последовательные стадии.

1. Сжигание сероводорода по реакции:

Н₂S + 1,5O₂ = SO₂ + H₂O + 519 кДж/моль. (9.19)

2. Окисление оксида серы (IV) до оксида серы (VI):

SO₂ +0,5O₂ = SO₃ + 96 кДж/моль. (9.20)

3. Конденсация паров и образование серной кислоты:

SО₃ + H₂O = H₂SO₄ + 92 кДж/моль. (9.21)

Таким образом, процесс мокрого катализа описывается суммарным урав­не­нием:

H₂S + 2O₂ = H₂SO₄ +707 кДж/моль. (8.22)

В качестве сырья в процессе мокрого катализа применяют сероводо­ро­дный газ, содержащий до 90 % H₂S, как правило, являющийся отходом неко­торых производств в металлургии, нефтепереработке, нефтехимии и т.д.

Технологическая схема этого процесса имеет следующий вид (рис. 9.11):

в оздух

- отход.

Н₂S газы

4 6

вода +

1 вода

2 пар 3 5

кислота на склад

Рис. 9.11. Производство серной кислоты из сероводорода

На рис. 9.11 обозначено: 1 – печь с огнеупорной насадкой; 2 – котел-утилизатор; 3 – контактный аппарат; 4 – башня-конденсатор; 5 – холо­диль­ник; 6 – электрофильтр.

Так как газ при выделении подвергается промывке, то он не нуждается в стадии очистки, а продукты его сжигания не содержат вредных примесей и тоже не требуют очистки.

На данной схеме поступающий в печь H₂S сжигают при большом избытке воздуха для избежания перегрева от избытка выделяющегося тепла. Полученную в результате сжигания H₂S газовую смесь охлаждают в котле-утилизаторе с 1000 до 400 ^оС и подают в контактный аппарат. Перед подачей газовой смеси в контактный аппарат ее разбавляют воздухом до оптималь­ного состава реакционной смеси. Контакт реакционного газа с катализатором осуществляется на четырех уровнях, причем на каждом уровне контакта вво­дится дополнительное количество воздуха для термостатирования процесса. После контактного аппарата конвертированный газ охлаждают в башнях оро­ше­ния серной кислотой с образованием товарной H₂SО₄ и сернокислотного тумана, улавливаемого в электрофильтрах.

В этом процессе получают серную кислоту концентрацией 96 % при ее выходе на прореагировавший сероводород до 97 %. Производительность ус­тановки 300 т/сутки по моногидрату.

В табл. 9.3. приведены данные по товарным сортам серной кислоты.

Таблица 9.3

Характеристика товарных сортов серной кислоты