Технологія і устаткування для переробки бензолу

Розходження у швидкостях реакцій сульфирования нафталіну і тионафтена, конденсації тионафтена і нафталіну з формальдегідом дозволяє знизити зміст тионафтена в 2--3 рази й одержати очищений нафталін вищої якості. Застосування формальдегідного очищення нафталіну дозволяє відмовитися від громіздкої і складної схеми кристалізації і пресування нафталіну й одержати очищений нафталін шляхом формальдегідного очищення концентрованої нафталінової фракції і її наступної ректифікації, У смолоперерабатывающих цехах переробка нафталінової фракції з застосуванням кристалізації здійснюється по одній з наступних схем: механічний кристаллизатор -- центрифуга -- прес або ребристий барабанний кристаллизатор -- прес. По першій схемі переробляється нафталінова фракція зі змістом нафталіну до 70 /про, по другий -з змістом нафталіну 80% і більш.

На переважній більшості смолоперерабатывающих цехів вітчизняних коксохімічних заводів одержують высоко-концетттрированпые нафталінові фракції зі змістом нафталіну не менш 80--82%. Тому переробка таких фракцій робите:!?, основному за схемою бзпабанпый ірис таллизатор прес. Технологічна схема процесу приведена на рис, 54. Нафталінова фракція при 85--95°С зі збірників відділі пия дистиляції перекачується насосом у напірні баки 1, а при надлишку частина її передається в сховище, відкіля в міру необхідності також перекачується в ці напірні баки.

З напірних баків після часткового охолодження до 70--75°С фракція надходить у ванни барабанних кристаллизаторов 2, де відбувається інтенсивна кристалізація нафталіну у виді кірки по зовнішній поверхні обертового барабана, охолоджуваного водою, тому що при кристалізації відбувається виділення тепла. Необхідна температура фракції у ванні підтримується подачею гарячої води.

З поверхні барабанів кірка нафталіну знімається спеціальними ножами і подається на скребковий конвеєр 3, що харчує мішалки 5 пресів; для нагрівання шихти до потрібної температури (54--55°С) у мішалки пресів подається гаряча нафталінова фракція з напірних баків 1. Потім ця маса перемішується і подається на гаряче пресування в прес 4.

Пресування нафталіну здійснюється під тиском 400--600 Мпа за допомогою автоматичних гідропресів I типу ДО-140А.

Спресовані брикети нафталіну виштовхуються в тічку 10 і конвеєром 11 подаються в плавильник. Плавлений нафталін откачивается в сховище, з якого завантажується в спеціальні залізничні цистерни і направляється до споживача.

Відтечи пресування з фільтрів пресів, що містять 50--60% нафталіну, надходять у збірник оттеков у, відкіля насосом 7 перекачуються в механічні кристаллизаторы періодичної дії 8, охолоджувані водою. Откристаллизовавшаяся маса з кристаллизаторов направляється в автоматичні центрифуги 9 періодичної дії.

Після центрифуг кристалічна маса через елеватор надходить на скребковий конвеєр, де шихтується з нафталіном після барабанних кристаллизаторов, а потім подається в мішалки пресів 5. Відтечи після фугування надходять у збірник, а потім на хімічне очищення від фенолів і піридинових основ.

Тому що вторинні відтечи після фугування виводяться з циклу переробки, це дає можливість одержувати пресований (технічний) нафталін, цілком придатний для виробництва фталевого ангідриду Основним продуктом процесу є технічний плавленый нафталін з температурою кристалізації 78,85"З, змістом чистого нафталіну 97,5%, тионафтена до 2,0%, золи не більш 0,15% і вологи не вище 2,0%. Вихід нафталіну від фракції складає 90--92%.

Застосування гарячого пресування (температура прессуемой маси 50--60°С) обумовлене тим, що при цій температурі олія має невелику в'язкість і порівняно легко відокремлюється від кристалів нафталіну. Тому що при цій температурі розчинність нафталіну в олії дуже висока (понад 50%), та олія, що віджимається, (пресові відтечи) захоплює із собою багато нафталіну. Звичайно склад пресових оттеков характеризується наступними . даними:

Якість пресованого нафталіну залежить в основному від концентрації домішок, головним чином тиопафтена, з підвищенням змісту якого температура кристалізації нафталіну знижується. При гарячому пресуванні за схемою кристаллизатор -- прес основна маса тионафтена, що міститься у вихідній нафталіновій фракції, переходить у відтечи, і тому що останні на деяких заводах повертаються в смолу, то значна кількість тионафтена переходить потім у нафталінову фракцію.

Недолік, властивій такій схемі, полягає в тім, що відтечи після гарячого пресування можуть повертатися в смолу не нескінченно, а лише до граничного нагромадження тионафтена у фракції, вище якого неможливо одержати пресований продукт необхідної температури кристалізації.

Спосіб одержання технічного нафталіну шляхом ректифікації митої нафталінової фракції, минаючи стадії кристалізації, фугування і пресування, уже набув промислового застосування за рубежем. У СРСР цей спосіб впроваджений у смолоперерабатывающем цеху одного з заводів, що переробляє низкосернистые вугілля. Переробка антраценової фракції

Антраценова фракція на відміну від нафталінової містить нерозчинні речовини, що знаходяться в зваженому стані, що утрудняє поділ твердої і рідкої фаз методом фільтрування. На установках періодичної дистилляциии і ректифікації смоли на заводах середовищ пеп потужності переробка антраценової фракції ведеться за схемою: механічний кристаллизатор -- вакуум-фільтр -- центрифуга. Вихід продуктів у процесі переробки складає: олія після фільтра 65--75% від фракції; антрацену фугованного &,0--15%, оттеков після центрифуги до 10%, залишку в панні вакуум-фільтра 7% (залишок повертається в цикл переробки). В установках фракціонування смоли, де передбачений добір двох антраценових фракцій, процесу кристалізації піддають тільки 1 антраценову фракцію. Основна маса I фракції зовсім ие містить включень пеку і высококипящих компонентів хризеновой фракції. Відгін до 360°С у I антраценової фракції складає до 90%, тому при її переробці виключається процес фільтрування откри-сталлизованной фракції й у схемі передбачені тільки два процеси: кристалізація і центрифугирование.

За схемою механічний кристаллизатор - центрифуга (рис, 55) для поділі отриманої в результаті кристал лизации гетерогенної системи застосовують високопродуктивну автоматичну центрифугу типу А1-120-4у З відділення фракціонування I антраценова фрацпя насосом подається в напірний бак, відкіля самоеком надходить у механічний кристаллизатор I із впецшил! охолодженням. У кристаллизатор зі збірника 4 насосом 9 подається поглинальна олія в кількості 20% до антраценової фракції, що переробляється, отримане після промивання сіток центрифуг.

У присутності розчинника -- поглинальної олії ефективність кристалізації підвищується і якість сирого антрацену поліпшується.

Фракція в кристаллизаторе прохолоджується до 35--40°С, струм як при більш низькій температурі з її виділяються інші речовини, що є домішкою.

Процес кристалізації в механічному кристаллизаторе протікає періодично. Завантажена в кристаллизатор фракція протягом визначеного часу піддається охолодженню при повільному перемішуванні механічною мішалкою. Тривалість кристалізації в літню пору складає 25--28 ч.

З кристаллизатора 1 открлсталлизованная антраценова фракція у виді густої мулистої маси надходить у мішалку 2, де підігрівається глухою парою до заданої температури, перемішується механічною мішалкою і подається в центрифугу 3 типи Аг-ыоо-4у. Відділення твердої фази від рідкої завжди важко через мелкокристаллической структуру твердої фази.

Сирий антрацен з центрифуги по транспортері 5 подається в бункер 10, відкіля у ваги 11, потім після розфасовки в паперові мішки надходить на зашивочную машину 12 і передається на склад сирого антрацену. Фугат насосом 9 зі збірника 6' подається на склад олій.

Для нормальної роботи центрифуг типу АГ має значення якість антраценової фракції, зміст антрацену повинен бути не менш 70%. Робота центрифуг значно поліпшується при фугуванні в суміші з поглинальною олією. Промите від фенолів і піридинових основ поглинальна олія з відділення мийки насосом перекачується в збірник 8, відкіля насосом 9 -- у збірник 4 на промивання сіток центрифуг 3. Після промивання сіток центрифуг поглинальна олія самопливом надходить у збірник 7, з якого насосом 9 подається в кристаллизатор 1, де змішується з кристалізації, що піддається, 1 антреценовой

фракцією. Цей спосіб кристалізації позволяет поліпшити гранулометрический склад откристалли-зованной фракції.

Фугування откристаллизованной суміші I антраценової і поглинальної фракцій скорочує тривалість операцій просушки і регенерації; поліпшується якість фільтрату і фугованного антрацену, знижується зміст у ньому олії і продукт виходить сипучим, легко піддається транспортуванню і розфасовці. Таким чином, продуктами переробки I антраценової фракції є сирий антрацен і антраценова олія.

Одержуване після центрифуг антраценова олія (відтечи фугування) може служити сировиною для одержання олій для просочення деревини.

Сирий антрацен є сировиною для одержання чистого антрацену.

Сирий антрацен з вугіль Донецького басейну -- це твердий маслянистий продукт, що містить антрацену 25--26%, карбазола до 30%, фепантрена близько 30%, а також кам'яновугільні олії і высококипящие з'єднання.

У сирому антрацені з вугіль Кузнецького басейну міститься антрацену 14--22%, карбазола 25--30%, фенан-трена 15---24%.

Вихід сирого антрацену от смоли складає 2,2--2%. Хімічне очищення застосовується для виділення фенолів і піридинових основ із фракцій кам'яновугільної смоли, у яких вони зосереджені. Як показане вище, зосередження фенолів і піридинових основ у фенольной, нафталіновій і поглинальній фракціях досягає 99%. Отже, тільки ці фракції доцільно піддавати хімічному очищенню. Процес хімічного очищення фракцій заснований на найпростіших хімічних реакціях зв'язування фенолів з лугом з утворенням фенолятів натрію і піридинових основ із сірчаною кислотою з утворенням сульфату піридинових основ. Різниця в щільності фракцій, що промиваються, і розчинів фенолятів натрію і сульфату піридинових основ забезпечує досить ефективне відділення фракцій від цих розчинів при тривалому відстої, однак звичайно між шарами фенолятів і олії утвориться проміжний шар луго-масляної емульсії. Нафталінова фракція може очищатися до чи кристалізації після виділення нафталіну (фуга нафталінових центрифуг 9). Технологічна схема хімічного очищення важкої і нафталінової фракцій представлена на мал. 56. Б цьому випадку сульфат піридину з важкої фракції нейтралізується окремо, а отримані піридинові підстави використовуються як засіб, що запобігає корозію металу при травленні його сірчаною кислотою. Сульфат піридину з нафталінової фракції після нейтралізації поєднується з легкими піридиновими підставами. Через низький зміст найбільш коштовних лсгкокипящих фенолів у важкій фракції іноді обесфеноливание цієї фракції не виробляється, а необесфеноленная фракція використовується в готуванні масла для просочення деревини з підвищеним змістом фенолів, необхідних деяким споживачам.

Іноді для спрощення процесу очищення, а також через відсутність стійкого збуту важких піридинових основ обеспиридинивапис узагалі не роблять, хоча очищення піридинових основ є обов'язковою умовою стабільності властивостей оборотної поглинальної олії. Технологічна схема одержання піридинових основ із сульфату піридину зводиться до нейтралізації розчину сульфату піридину 20%-ний синтетичною аміачною водою. Воду зі збірника насосом через спеціальне барботажтюе пристрій подають у нейтралізатор, заповнений сульфатом піридину. Аміак витісняє піридинові підстави із сульфату піридину й утворить розчин сульфату амонію, що через нижній злив нейтралізатора виводять з нього і передають у сатуратора аміачно-сульфатного відділення, а відстояні важкі піридинові підстави передають на склад.

Технологічна схема готування олій і композицій з олії і пеку зводиться до дозування заданих по рецептурі кількостей чи олій і пеку в ємності і ретельному тривалому їхньому перемішуванню лопатевими чи мішалками насосом.

Як приклад можна привести технологічну схему готування дорожнього дьогтю. Антраценова олія після виділення з нього антрацену надходить у сховище складу, відкіля насосом подається в мерник, розташований на висоті 5--6 м над рівнем землі. У такий же мерник з пекового парку подається гарячий рідкий пек. Мерники обладнані пьезометрическими чи ізотопними покажчиками рівня, каліброваними в чи тоннах кубометрах. З мерника через нижній злив олія і пік у заданих кількостях випускаються в розташоване під ними чи сховище мішалку. З нижньої частини сховища суміш цих компонентів забирається насосами і подасться у верхню частину сховища. Така циркуляція продовжується кілька годин до одержанні готового однорідного продукту, що цим же насосом подається в напірний бак для навантаження.

Аналогічний процес відбувається й у мішалці, але не насосом, а лопатевим пристроєм, що перемішує, що приводиться в обертання електродвигуном. Обов'язковою умовою змішання олій з рідким гарячим пеком є відсутність у них води. Змішання обводненої олії з рідкими гарячими пеками веде до її інтенсивного випару, вспениванию пеку і викиду продукту з воздушек і лазів па територію цеху.

Устаткування для переробки фракцій кам'яновугільної смоли

Для кристалізації антраценової фракції застосовуються механічні кристаллизаторы періодичного дії з зовнішнім водимым охолодженням (мал. 57). Механічний кристаллизатор являє собою сталевий горизонтальний циліндр I діаметром 1,6 і довжиною 6,56 м, усередині якого проходить обертовий вал 2 з лопатками 3.

Обертання вала здійснюється від мотора 4 через редуктор 5 і проміжну шестеренну передачу. При обертанні вала шкребки мішалки видаляють що утворяться настыли кристалів із внутрішньої поверхні барабана. Число оборотів мішалки 7,65 у хвилину.

Відвід тепла, що виділяється при кристалізації й охолодженні розчину, виробляється шляхом зрошення зовнішньої поверхні апарата водою. Для цієї мети над барабаном передбачений водяний колектор. Поверхня зрошення 25 м"2, витрата води на охолодження 2--2,5 м3/год, температура нагрівання води -- на 2°С.

Антраценова маса після кристаллизатора має вид густого шламу, у якому міститься 5--7% чистого антрацену. Ця маса піддається фільтруванню в чи центрифугах вакуум-фільтрах.

Для кристалізації нафталінової фракції, що містить до 80% нафталіну, застосовується барабанний кристаллизатор (охолоджувач). В даний час набув застосування вальцевой кристаллизатор.

Вальцевой кристаллизатор складається з обертаючого вальца (барабана), станини, ванни, кожуха, привода обертання вальца, системи охолодження вальца, системи обігріву ванни, пристроїв для зрізання нафталіну з ребристої поверхні вальца, дискового транспортера і вузлів системи автоматики (мал. 58).

Барабан призначений для безупинної кристалізації нафталіну на його охолоджуваній поверхні. Він складається з циліндричної обичайки, зовнішня поверхня якої виконана ребристої. Це дозволяє збільшити поверхню кристалізації і продуктивність кристаллизатора. До обичайки приварюються стінки, до яких приварені цапфи. Торцеві стінки укріплені радіальними ребрами і постачені люками для обслуговування системи охолодження вальца при експлуатації.

Цапфи встановлені на підшипниках качения, корпуса яких установлені на станині.

Обертання барабана здійснюється механічним приводом, що складається з електродвигуна, клиноремеппой передачі, редукторів, відкритої зубчастої передачі. Станина є опорною конструкцією для кріплення основних складальних одиниць кристаллизатора. Вона складається з вертикальних швелерних стійок, з'єднаних поперечними швелерними балками.

Барабан кристаллизатора нижньою частиною опушений у ванну, прикріплену до станини. Заданий рівень нафталиннойфракции у ванні підтримується автоматично за допомогою пневматичного вимірника рівня і регулирущого клапана, установленого па лінії подачі нафталінової фракції у ванну. Максимальний рівень обмежується переливною трубкою.

Ванна кристаллизатора обігрівається гарячою водою, подаваної в сорочку, що запобігає кристалізації нафталінової фракції у ванні і забивання її тафта. Охолодження барабана виробляється шляхом розбризкування по його внутрішній поверхні води форсунками, розташованими в центральній трубі. Вода збирається в нижній частині барабана і відсмоктується насосом через вертикальний відвід і кільцевий простір між конически розташованими трубами.

Нафталін, що кристалізується на ребристій поверхні барабана, зрізується при його обертанні ножем, установленим на плитах удалину вальца.

Ножові плити шарнірно прикріплені до рами і подпружинены пружинними амортизаторами.

Нафталін, що кристалізується на торцевих стінах вальца, зрізується бічними ножами, що встановлені на кронштейнах, приварених до торцевих стін ванни, і постачені паровими сорочками.

Нафталін, що зрізується ножами, падає в шнек, встановлений уздовж барабана і призначений для транспортування нафталіну до преса.

При роботі кристаллизатора нафталінова фракція безупинно подається у ванну. На поверхні барабана нафталін кристалізується у виді суцільної кірки, що зрізується ножами.

При переробці ! антраценової фракції в суміші з 20% поглинальної олії за схемою механічний кристаллизатор -- центрифуга, а також откристаялизованных у механічних кристаллизаторах оттеков пресування застосовується високопродуктивна центрифуга з автоматичним завантаженням і вивантаженням осаду.

Звичайно застосовують центрифугу типу АГ-200-4ц. Ценрафуга автоматичної, горизонтальної, фільтруючої, періодичної дії, з ножовим зніманням осаду. Всі операції -- завантаження, фільтрація, вивантаження, промивання сита -- виконуються автоматично.

Центрифуга АГ (мал. 59) складається з наступних основних вузлів: станини, кришки, очного вала, ротора рівня

ТЕХНОЛОГІЯ Й УСТАТКУВАННЯ ДЛЯ ОЧИЩЕННЯ КОКСОВОГО ГАЗА ВІД СІРКОВОДНЮ

Уловлювання сірководню є завершальним процесом витягу з коксового газу хімічних продуктів коксування і підготовки газу до його подальшого використання. Складність і різноманіття процесів очищення коксового газу від сірководню й одержання кінцевих продуктів -- чи сірки сарною кислоти -- обумовили виділення цього процесу в самостійний цех, розташований після цеху уловлювання.; В останні роки виявляється тенденція до розташування сірчаних скруберів перед бензольними, сполученню процесів очищення газу від аміаку і сірководню, що веде до об'єднання цих цехів п єдиний цех уловлювання.

Необхідність очищення газу від сірководню диктується як прагненням максимально використовувати коштовні хімічні продукти коксування, що містяться в коксовому газі, так і необхідністю очищення зворотного газу від сірководню, що перешкоджає кваліфікованому використанню його в металургійних процесах, тому що сірководень у контакті з розплавленим чи нагрітої д0 високої температури металом погіршує його механічні властивості. Поряд з цим спалювання коксового газу з високим змістом сірководню веде до утворення сірчистого ангідриду, що забруднює навколишнє середовище і викликає інтенсивну корозію металу.

У зв'язку з цим вимоги до ефективності очищення визначаються не тільки кількістю витягнутого з газу коштовного продукту, але і залишковим змістом сірководню в зворотному газі. Існуючі вимоги до очищеного від сірководню газу допускають зміст у ньому сірководню не більш 3,5 г/м3 при використанні газу в металургійних процесах (нагрівши металу) і як паливо. Однак з розумінь зниження викидів в атмосферу усе більш твердим стає вимога очищення до 0,5 г/м3 для процесів синтезу аміаку, удмухування коксового газу в доменні печі, ці вимоги досягають 0,02 г/м3. Очищення коксового газу від сірководню здійснюється в даний час тільки на заводах, що переробляють высокосернистые донецькі вугілля, чи на заводах, де газ використовується для синтезу аміаку. Широко застосовуваним методом очищення є так називаний вакуум-карбонатний з одержанням сірчаної кислоти, менш розповсюджений мышьяково-содовый з одержанням елементарної сірки, що забезпечує більш глибоке очищення газу, однак він більш складний, більш энерго- і материалоемок.

Технологічні схеми уловлювання сірководню з одержанням сірчаної кислоти й елементарної сірки

Сутність вакуум-карбонатного методу уловлювання сірководню з коксового газу складається в поглинанні сірководню розчином карбонатів чи калію натрію, регенерації насиченого розчину при нагріванні під вакуумом, спалюванні сірководню, що виділився при регенерації, у сірчаний ангідрид і конденсації останнього з водяними парами з одержанням сірчаної кислоти. Одночасно із сірководнем з газу поглинаються ціаністий водень і диоксид вуглецю.

Процеси поглинання є оборотними й описуються наступними хімічними реакціями:

М е2 З3 + Н2S ? М е НСО3 + М е НS;

М е 2 З3 + HС ? М е СN + М е НСО3;

М е2 З3 + З2 + Н2ПРО ? 2 M е НСО3.

Поряд з вищенаведеними йдуть і необоротні реакції:

2 М е НS + 2 ПРО2 > /M е2 S2ПРО3 + Н2ПРО;

2М ес + 2 H2 S + ПРО2 > 2Mе СNS + 2 Н2O .

Крім того, у поглинальному розчині утворяться сульфати, сульфіти чи калію натрію, а також ферроцианид калію ДО4[Fе (СN)6]. Названі необоротні реакції ведуть до нагромадження в розчині поглинача нерегенерируемых з'єднань, випаданню частини їхній у виді опадів у трубопроводах і апаратурі. У зв'язку з цим граничний зміст ферроцианида калію не повинне перевищувати 30 г/л, а роданидов 100--120 г/л, для цього з циклу виводиться частина працюючого розчину, і цикл поповнюється свіжим.

Серед трьох паралельно йдуть реакцій поглинання сірководню, ціаністого водню і диоксида вуглецю найменшу швидкість має остання, разом з тим поглинання диоксида вуглецю знижує зміст у розчині гідросульфату, а отже сероемкость розчину, тому час контакту поглинального розчину з газом в абсорбері не повинне перевищувати 30 с. Сероемкость розчину визначається також концентрацією в ньому вільного лугу; тому що розчинність соди менше, ніж поташу, прагнуть підвищити сероемкость розчину за рахунок збільшення в поглиначі частки поташу. Разом з тим, чим більше в поглиначі поташу, тим більше випадає опадів ферроцианида калію, тим частіше потрібно очищення апаратури і комунікації. Оптимальним вважається співвідношення соди і поташу 1:1. Щоб уникнути випадання опадів поглинального розчину концентрацію його підтримують на рівні 3--5%. Кількість поглинача визначається змістом у ньому сірководню, температурою абсорбції, початковим і кінцевим змістом сірководню в газі.

Як і для всякої оборотної реакцій, умови рівноваги реакції абсорбції -- десорбції сірководню визначаються температурою, тиском, концентрацією сірководню в парах і розчині. Тому процес абсорбції йде при мінімальній температурі, максимальному тиску і концентрації сірководню в газі і мінімальній концепті-рації його в розчині. Зрушення реакції в напрямку десорбції (регенерації розчину) досягається нагріванням поглинача, застосуванням вакууму, видаленням сірководневого газу з зони реакції.

Одержання сірчаної кислоти із сірководневого газу по так називаному методі мокрого каталізу здійснюється в три стадії:

- спалювання сірководню в сірчистий ангідрид H2S + 1,5ПРО2 ? SО2 + H2O + 5,4 М104 кдж/кмоль;

- каталітичне окислювання сірчистого ангідриду в сірчаний

SО2 + 0,5 ПРО2 = SО3 + 9,6 * 104 кдж/кмоль

- охолодження і спільна конденсація пар сірчаного ангідриду і води з утворенням сірчаної кислоти.

S03(газ) + Н2ПРО(пара) = H2SО4(газ) + 2,4-103 кдж/кмоль

Н3S04 (газ) = Н2SО4 (жидк) + 5 М104 кдж/кмоль.

Спалювання сірководню ведуть із придухою щоб уникнути утворення на цій стадії SО3 і оксидів азоту за рахунок окислювання ціаністого водню (при придусі ціаністий водень окисляється тільки до азоту), при цьому до 2,5% сірководню згоряє тільки до елементарної сірки. Дожигание сірки здійснюється в камері дожига. Процес згоряння SО2 у S03 ведеться з надлишком повітря над каталізатором, БАВ бариево-алгоминиево-ванадиевой контактною масою наступного складу: V2ПРО5 М 12SiО2 М 0,5А1203 МВаО 2КС1.

Технологічна схема вакуум-карбонатного методу сероочистки представлена на мал. 27. Коксовий газ після бензольних скруберів надходить у сірчані скрубери 1, де зрошується поглинальним розчином; газ і розчин послідовно проходять два скрубери, рухаючи назустріч один одному (противотоком). Очищений газ після другого по ходу газу скрубера направляється споживачам, а насичений сірководнем поглинальний розчин насосом 2 подається у верхні секції конденсаторів-холодильників 3, розташованих над регенератором 6, де нагрівається за рахунок тепла сірководневого газу і пар, що виходять з регенератора; подальше нагрівання розчину здійснюється в рідинному теплообміннику 4 за рахунок тепла регенерованого розчину після регенератора. Остаточне нагрівання розчину перед регенерацією виробляється в паровому підігрівнику 5., після якого розчин досягає режимної температури 68--70°С с допомогою глухої пари і надходить на одну з верхніх тарілок регенератора 6.

У регенераторі розчин стікає по тарілках зверху вниз, при цьому він продувається парами, що утворяться в нижній частині регенератора за рахунок нагрівання розчину у выносных циркуляційних підігрівниках 7 глухою парою. З регенератора водяні нари разом із сірководнем, що виділився з поглинача, ціаністим воднем і диоксидом вуглецю через конденсатор-холодильник 3 і сепаратор-отбойник відсмоктуються

вакуум-насосом 11. У верхніх секціях конденсатора-холодильника пари з регенератора прохолоджуються насиченим розчином, у нижніх секціях -- технічної подій. Конденсат з конденсатора-холодильника, сепараторов-отбойников і трубчастих холодильників 12, у яких відбувається остаточне охолодження сірководневого газу після вакуум-насоса, збирається в збірник регенерованого розчину 8, куди надходить також регенерований розчин з нижньої частини регенератора 6. Регенерований розчин зі збірника 8 насосом 9 подається в рідинні теплообмінники, де прохолоджується насиченим розчином, потім прохолоджується в повітряно-водяних зрошувальних холодильниках 10 і подасться на другий по ходу газу скрубер для уловлювання сірководню.

Сірководневий газ після вакуум-насоса і газового холодильника надходить у відділення мокрого каталізу, схема якого показана на мал. 28. Сірководневий газ через мембранний клапан надходить у пек-казан 1, де згоряє в SО2 у суміші з повітрям, подаваним повітродувкою 1. Тепло, що утвориться при спалюванні сірководневого газу в печі-казані, використовується для одержання технологічної пари в казані-утилізаторі, що складає невід'ємну частину печі-казана. Температура продуктів згоряння сірководневого газу складає 1100--1150°С, після проходження казана-утилізатора вона знижується до 780--800°С. Тому що в печі-казані згоряння ведеться при придусі, і частина сірководню не встигає згоріти до SО2, до продуктів згоряння додається необхідна кількість повітря і вони дожигаются в камері дожигания 2.1 Для охолодження продуктів згоряння після камери дожигания до них у камері змішання 3 додається необхідна кількість повітря. Після камери змішання продукти згоряння надходять у контактний апарат 4, де відбувається окислювання сірчистого ангідриду в сірчаний на трьох шарах контактної маси. Тому що й у цьому випадку, окислювання супроводжується нагріванням газів, між другим і третім шарами контактної маси в апарат подається холодне повітря, що знижує температуру продуктів окислювання.

Газ після контактного апарата надходить у зрошуваний кислотою абсорбер 5, у якому пари води і сірчаного ангідриду прохолоджуються і, спільно конденсуючи, утворять сірчану кислоту. Відвід тепла, що виділяється в процесі охолодження і конденсації пар води і сарною кислоти, досягається шляхом подачі па зрошення абсорбера холодної сірчаної кислоти зі збірника 11. Для охолодження нагрітої сірчаної кислоти після абсорбера використовуються повітряно-водяні зрошувальні холодильники 8. Кислота після них надходить у збірники 11, з якого частина насосом 12 повертається на зрошення абсорбера, а надлишок, що утворився при спільній конденсації пар S03 і води, перетікає в збірник 10, відкіля насосом откачивается на склад. Газ після абсорбера 5 надходить у электрофильтр 7 для уловлювання тумана сірчаної кислоти, що образовались при охолодженні пар.

З метою економії пари і використання вторинних ресурсів тепла нагрівши насиченого розчину з регенератора може здійснюватися не в циркуляційних підігрівниках, а у верхніх трубчатках первинних газових холодильників, куди цей розчин подасться замість технічної чи води в рідинних теплообмінниках аміачною водою газосборпикового циклу. Для уловлювання тумана сірчаної кислоти з газів абсорбера після электрофильтра 7 може установлюватися волокнистий фільтр зі стеклоткани, що практично цілком очищає ці гази від тумана і бризів сірчаної кислоти. Зм'якшена вода для харчування казана-утилізатора зі збірника 15 подається в казан насосом 16.

Сутність мышьяково-содового процесу сероочистки складається в хімічному зв'язуванні сірководню оксисульфо-мышьяковой сіллю натрію з утворенням сульфомышья ковой солі натрію, що при регенерації киснем повітря знову окисляється в оксисульфомышьяковую сіль натрію і виділяє елементарну сірку по реакціях:

Кга4Аз35А + Н25 = КгиАзПРО + Н2ПРО ; №4Аз25у + Н25 = №4Ав2й, + НВ0 ; №4Азг5йО + 0,5 02 = Ыа4А523603 -т 3 ; Ма4Аз25т + 0,5 Оа = КзПРО -|- 5 .

Поряд з основними реакціями в процесі поглинання і регенерації протікають і побічні реакції, зокрема при надлишку лугу утвориться сульфогидрат натрію по реакціях:

На2СОа + 11,5 №Н5 + №НСО;(; НаНСОд -| * 11,5 КаНЗ + З0а + НаО ; КаОМ 4-1128 ч* N3115 + Н30 .

При регенерації розчину сульфогидрат частково окисляється в гипосульфит:

2 ЫаНЗ + 2 ПРО2 = N30, + Н20 .

Ціаністий водень, що міститься в газі, сода і сірка утворять роданистый натрій:

2 НСК + ЫаСОз ** 2 №СЫ + СОа + НаО; НаСН + 5 = СМ5 .

Гипосульфит і роданистый натрій, що накопичуються в поглинальному розчині, є нерегенерируемыми баластовими з'єднаннями.

Вихідними матеріалами для готування поглинального розчину мышьяково-содовой сероочистки є білий миш'як Аз2ПРО3 і кальцинована сода N32003. Білий миш'як -- кристалічний порошок білого кольору зі змістом А52ПРО3 90--95%, упаковується в залізні барабани з завальцованной кришкою, є сильнодіючою отрутою. При змішанні миш'яку з розчином соди утвориться мышьяковистый натрій по реакції

2 N303 + АваО3 + Н2ПРО = 2 ЫаНАзОз + 2 СОа.

Отриманий розчин обробляється на окремій установці коксовим газом, що містить сірководень, при цьому йде реакція

2 КтааНА503 + 5 НЗ = Ыа4А5м5а + 6 Н2О. .

Продувка отриманого розчину повітрям дозволяє одержати оксисульфомышьяковую сіль натрію, при цьому миш'як із тривалентного переходить у пятивалентный;

№4А5м55 + Ог = Ыа4Аз55ПРО2.

Концентрація миш'яку в поглинальному розчині визначається в залежності від змісту сірководню в коксовому газі, питома витрата розчину -- змістом у газі сірководню і концентрацією миш'яку. Що утворяться в процесі очищення газу і регенерації розчину не-регеперируемые баластові солі підвищують в'язкість розчину і знижують його поглинальну здатність, граничним є зміст балласгпых солей 300--350 г/л. При досягненні цієї межі частина розчину після уловлювання сірководню нейтралізують сірчаною кислотою по реакціях

Ма4Аз56ПРО + На5ПРО4 - 2 №г5ОБ4 + Аз255 + Н35 + Н3ПРО; Ыа4Аз5, + На5ПРО4 = 2 Маа5ПРО4 + АвА -ДО 2 Н28.

При цьому частина Азз переходить в Аз25.ч (тривалентну форму миш'яку) з виділенням елементарної сірки. Що випали в осад Азай і сірку отфильтровывают, розчиняють у содовому розчині і повертають у цикл, фільтрат, що містить до 0,05 г/л №2НА5ПРО4, обробляють залізним купоросом і содою для зв'язування миш'яку в малорастворимые солі заліза РеЛвО і РеАзО які отфильтровывают і вивозять у відвал, "а фільтрат використовують для гасіння коксу.

Технологічна схема очищення газу від сірководню по мышьяково-содовому методу представлена на мал. 29. Коксовий газ після скруберів надходить у электрофильтр 1 для очищення від поглинальної олії, виведеного через збірник 40, потім у нижню частину сірчаного скрубера 2, зрошуваного поглинальним розчином з регенератора 3. Газ після скрубера, очищений від сірководню, через каплеуловитель 41, у якому він звільняється від крапель насиченого розчину, направляється споживачу. Насичений розчин з нижньої частини скрубера через гідрозатвор надходить у проміжний збірник 5, відкіля насосом 7 через паровий підігрівник 6 подається в розподільний бак 4. З напірного бака 4 розчин надходить у нижню частину регенератора 3. Іноді частина розчину (20--25%) з бака направляють разом з регенерованим розчином через регулятор рівня 8 на зрошення скрубера, щоб запобігти випадання в скрубері сірки, тому що частина абсорбованого растворов регенераторі кисню не встигає в ньому прорегеперировать і регенерація закінчується в скрубері.

Регенерацію розчину в регенераторі роблять повітрям, подаваним компресором 37; повітря попередньо проходить маслоотбойник 38 і повітрозбірник 39 і надходить у нижню частину регенератора. Перед компресором повітря очищається від пилу в спеціальному фільтрі. У регенераторі повітря барботирует через шар розчину, флотирует сірку, що виділилася при регенерації розчину, що у виді сірчаної піни збирається на поверхні розчину і через переливну кишеню приділяється в пеносборник 9, а повітря через випускний штуцер іде в атмосферу. У пеносборнике сірчана піна руйнується, і сірчана суспензія надходить па вакуум-фільтр 15, де сірчана паста відокремлюється від розчину. Фільтрат після вакуум-фільтра через вакуум-збірник 24 повертається в поглинальний розчин, сірчана паста, розведена содовим розчином для розчинення сірчистого миш'яку, що забруднює сірку, надходить через розріджувач пасти 16 шпеком 17 у плавильник 18, що обігрівається глухим пором через сорочку і гостру пару, подаваним у нього. Розплавлена сірка надходить у нонжус плавленой сірки 19, з якого стисненим повітрям вичавлюється в збірник плавленой сірки 20, установлений перед барабанним охолоджувачем 2. На барабакпом охолоджувачі, охолоджуваному технічною водою, сірка прохолоджується, покриваючи зовнішню поверхню охолодження тонкою кіркою (2--3 мм), що знімається встановленим * на охолоджувачі шкребком (ножем) і у виді ламаних пластинок неправильної форми накопичується в бункері 22 і передається на склад і в залізничні вагони 23.

У схемі застосовуються: збірники розчинів 12, 13, 33, 35; насоси 14, 26, 29, 32, 34, 36; змішувачі 11, 25, 31; напірні бачки 10, 43; кристаллизатор127.

Для виділення миш'яку з баластових солей частина поглинального розчину насосом 7 подається в нейтралізатор I ступіні 25, у який з напірного бака 42 подасться сірчана кислота. У нейтралізаторі випадає осад у виді сірчистого миш'яку. Розчин з нейтралізатора подається па вакуум-фільтр 28, де з нього виділяються миш'якова паста і фільтрат. Паста знімається шкребком з вакуум-фільтра і надходить у збірник-розчинник сірчистого миш'яку 30, де він розчиняється в содовому розчині при підігріві пором. З розчинника насосом 29 подається в пеносборпик, де змішується з робочим розчином. Фільтрат після вакуум-фільтра направляється на нейтралізатор II ступіні 28, де обробляється розчином соди і залізного купоросу. Після нейтралізаторів розчин направляють на фільтр-прес. Осад, що утворився па ньому, Реазоз і Геазо вивозять у відвал, а фільтрат подають на гасіння коксу. На деяких заводах зі стічних вод після нейтралізації И ступіні одержують сульфат натрію, роданистый чи натрій суміш цих солей. В усіх випадках розчин упаривают, кристалізують, осад отфуговывают на центрифузі. Якщо метою процесу є одержання тільки сульфату натрію, розпарювання ведуть до утворення кристалів сульфату натрію, що залишився в розчині після фугування роданистый натрій після подальшої упарки може бути окислений прожарюванням у печі в сульфат натрію, або спрямований на подальшу переробку для одержання технічного роданида натрію. Можливий варіант розпарювання, кристалізації і фугування з одержанням змішаних солей, що містять 45--46% гипосульфата, 18% сульфата натрію і 17% роданистого натрію. Нарешті, найбільший інтерес представляє одержання змішаної солі тіосульфату, сульфату натрію і чистого роданистого натрію, придатного для виробництва синтетичного волокна нітрон. Процес ведуть шляхом выпарки під вакуумом, кристалізації і відділення кристалів при 25 і 0°С, очищення фугата активованим вугіллям, повторної упарки під вакуумом, кристалізації і фугування при 40--50°С и наступній перекристалізації з этанола і води. Такі установки працюють па одному з заводів України.

Переробка стічних вод цехів мышьяково-содовой сероочистки являє приклад ресурсосберегающей, безвідхідної технології в коксохімічному виробництві. Як указувалося вище, готування свіжого поглинального розчину є дуже відповідальною самостійною операцією. Барабан з білим миш'яком поміщають у закриту судину, де його розкривають механічним ножем. Миш'як з барабана вимивають сильним струменем води в розчинник 30, постачений мішалкою і паровим підігрівом, у розчинник з бункера подається сода. Розчин з розчинника надходить у монжус, з якого повітрям вичавлюється в збірник, а потім на скрубер, після якого розчин знову повертається в збірник, частину розчину подають у другий скрубер, де він продувається повітрям. Розчин після цього скрубера направляють у робочий цикл поглинального розчину.

Для забезпечення сільського господарства засобом боротьби зі шкідниками рослин частина сірки, одержуваної в цехах мышьяково-содовой сероочистки, переробляється в колоїдну (тонкодисперсную) сірку, здатну при розчиненні утворювати колоїдний розчин. Колоїдна сірка виходить шляхом змішання сірчаної пасти із сульфат-спиртової бардой {відходом лісохімічного виробництва), зневоднювання і висушування суміші.

Устаткування для очищення коксового газу від сірководню й одержання сірки і сарною кислоти

Незалежно від способу уловлювання сірководню з коксового газу основними апаратами для поглинання сірководню є скрубери різної конструкції і розмірів; для регенерації насиченого поглинального розчину -- регенератори; для підігріву розчинів широко використовують кожухотрубныс теплообмінники,. парові підігрівники; для остаточного охолодження поглинач нього розчину використовуються повітряно-водяні зрошувальні холодильники і повітряні холодильники типу АВО. Крім того, у кожнім з методів у залежності від; одержуваного продукту застосовуються спеціальні апарата й устаткування.

Скрубери для уловлювання сірководню з коксового газу по конструкції подібні зі скруберами для уловлювання бензолу. Це вертикальні циліндричні апарати висотою 26--32 м, діаметром 4--6 м, заповнені дерев'яної хордовий ттасадкой, поверхня насадки для уловлювання вакуум-карбонатним методом 15--26 тис. мг, мышьяково-содовым 15 тис. м2 і 36 тис. м2 в одному скрубері, діаметр скрубера визначають величиною газового потоку, виходячи зі швидкості газу у вільному перетині скрубера 0,8--1 м/с (вакуумкарбонатный метод) і 0,3--0,9 м/с у загальному перетині скрубера (мышьяково-содовый метод). Необхідна поверхня насадки визначається з розрахунку 0,5 м8 насадки па 1 м3 газу, відповідно визначається число скруберів прийнятого діаметра. Дерев'яна насадка набрана з рейок товщиною 10 мм, висотою 120 мм, із зазорами між рейками 19 мм. У типовий скрубер укладається 113--125 кіл робочої насадки і 6 кіл насадки, що осушує, розташованої над зрошувальним пристроєм. В даний час як робочу насадку усе більш широке застосування знаходять 2-образна алюмінієва і керамічна типу «ипталакс» насадки. Як зрошувальні пристрої в скруберах застосовуються форсунки типу турбинка, а також спеціальний зрошувальний пристрій у виді форсунки діаметром 40--80 мм із п'ятьма тарілками. Діаметр форсунки визначається необхідною щільністю зрошення (при мышьяково-содовом способі 20--45 м3/год розчини на 1 м2 загального перетину скрубера, при вакуум-карбонатному 7--10 м3/год на 1 ма перетину), напором розчину на вході у форсунку. Нижня поднасадочная частина скрубера є переточною шухлядою для розчину.

Регенератор. Для регенерації насиченого поглинального розчину мышьяково-содовой сероочистки застосовується регенератор--порожній сталевий циліндр із конічним днищем і плоским дахом, діаметром 2,5 м і висотою 42,0 м (мал. 30).

Верхня частина регенератора розширена і служить для збору сірчаної піни. Розчин подається в нижню частину регенератора і виводиться через штуцер, розташований у верхній його частині; піна приділяється через спеціальну кишеню в пеносборник. Повітря в регенератор подається через барботер 8 нижню частину, а відпрацьоване повітря приділяється через штуцер, розташований на його даху. Корисна ємність регенератора (до шгуцера для виходу регенерованого розчину) визначає час перебування в ньому розчину, що залежить від концентрації в ньому триоксида миш'яку Ль20а і складає від 45--50 хв при концентрації його 10 кг/м3 до 70--80 хв при концентрації 15--16 кг/м3.

Регенератор поглинального розчину у вакуум-кароонатной сероочистке (мал. 31) являє собою теплоизолированную циліндричну колону діаметром . 3,0-- 3,2 м, висотою 20,7 і ЗОЛ м, у якій розташовано 18--22 тарілки, відстань між ними 700 і 750 мм. Корпус і тарілки виготовляють з углеродистой стали. Нижня частина регенератора - резервуар для поглинального розчину, що підігрівають пором при природній циркуляції його через выносные циркуляційні підігрівники. У регенераторі діаметром 3,2 м кожна тарілка має 10 тонельных ковпачків довжиною по 1810 мм і 9 довжиною по 2520 мм. Подача розчину на регенерацію передбачена на першу чи третю тарілку. У регенераторі діаметром 3,0 м на кожній тарілці по 30 коробчатых ковпаків довжиною 850 мм. Подача поглинального розчину передбачена на першу, другу і третю тарілку.

Для інтенсифікації процесу регенерації, поглинального розчину застосовують також регенератори з плоскими-провальними тарілками. У регенераторі два метром 3,0 м і висотою 3,2 м установлюється 20 тарілок із щелевидпыми отверсиями.

У верхній частині апарата перед виходом пар і газів з регенератора розташований жалюзійний отбойник для затримки крапель розчину.

У місці виходу пар з парового циркуляційного нагрівача розчину для Т зменшення брызгоупоса, нарушающего роботу тарілок, пари, що утворяться при кипінні розчину, проходять жалюзійний сепаратор-отбойник. Корпус регенератора теплоизолирован. Включаються регенератори паралельно. Регенератор працює під вакуумом, що створюється в системі вакуум-насосом.

Холодильник для сірководневих газів прохолоджує вологий газ після вакуум-насоса, він складається з трьох, з'єднаних послідовно трубчаток із загальною поверхнею теплопередачі 48 X 3 = 144 ма, має 132труби довжиною 5500 мм, число ходів у трубному просторі 4, у межтрубном.

Казан-пек-казан для спалювання сірководневого газу (мал. 32). У ньому сполучають дві операції: спалюють сірководневий газ і утилізують тепло продуктів згоряння, що утворилися, для одержання водяної пари. Пек-казан складається з циліндричного сталевого кожуха, футерованного вогнетривким матеріалом. У печі знаходяться труби екранованої системи казана. Кінці труб входять у нижній і верхній колектори. На верху печі поміщений барабан казана, з'єднаний з колектором екранованої системи. Пальники можуть бути розташовані чи угорі внизу і відповідно продукти згоряння виводяться чи знизу зверху. Топка печі-казана постачена вибуховим клапаном і оглядовими стеклам». Діаметр казана 3,820--4,828 м, висота 7,8--13,1 м.

Продуктивність по 100%-ному сірководню 2100 кг/з, по парі 3,1--8,0 т/ч, екранна система печі складається з 138 трубок діаметром 60X4,5 мм.

Контактний апарат. Для окислювання сірчистого ангідриду 5ПРО2 у сірчаний 503 застосовують контактні апарати, що заповнюють каталізатором марки БАВ (бариево-алюминиево-ванадиевой контактною масою). Контактну масу в апараті розташовують трьома (чотирма) ярусами, відокремлюваними друг від друга порожніми просторами і шарами з керамічних кілець Рашига 25X25X4 мм.

Охолодження контактируемых газів після першого і другого шарів контактної маси досягається шляхом безпосереднього змішання з холодним повітрям, подаваним у межсловное простір. У деяких апаратах використовують спеціальні трубчасті теплообмінники. Контактний апарат футерован шамотною цеглою, зовнішня поверхня апарата теплоизолирована.

Температура газу перед кожним шаром контактної маси і кількість подаваного повітря регулюються автоматично. Опір апарата при свіжій масі складає 490--1960 Па, при роботі 3920--6370 Па.

Абсорбер-вежа-абсорбер (рис, 33) являє собою циліндричний сталевий апарат, заповнений керамічними кільцями розміром 150x150 і 50X50 мм рядовий укладанням. У верхній частині абсорбера розташований зрошувальний пристрій для подачі сірчаної кислоти, вище якого покладена насадка, що осушує, з керамічних кілець.

Внутрішня поверхня абсорбера футерована кислототривкою цеглою на діабазовій замазці, дах-- армованим кислотостойким бетоном. Абсорбери бувають двох типорозмірів відповідно з діаметром 4,0--4,5 м, висотою 13,81--14,00 м, поверхнею насадки робочої 6635--7925 м* і що осушує 765--1000 ма.

Підігрівники поглинального розчину, пік-теплообмін-пік для поглинального розчину, холодильники регенерованого розчину й інша теплообмінна апаратура принципово не відрізняються від аналогічного устаткування інших хімічних цехів, за винятком деяких вузлів і апаратів з легованих, нержавіючих сталей, чавуна й інших коррозионноустойчивых матеріалів.

Не мають істотних відмінностей від типових барабанні вакуум-фільтри для фільтрації сірчаної пасти, барабанні охолоджувачі плавленой сірки, нейтралізатори стічних вод і інші види загальхімічного устаткування.

Технологічний режим процесів очищення коксового газу від сірководню і виробництва сірки і сарною кислоти. Шляху зниження матеріалоємності й енергоємності виробництва

Карбонатний-вакуум-карбонатний і мышьяко-содовый способи очищення коксового газу є типовими хемисорбцион-ными процесами, тобто процесами, що йдуть у результаті утворення хімічного зв'язку між молекулами речовини, що поглинається, і поглинача. У цьому їхню принципову відмінність від процесу уловлювання бензолу, при якому зв'язку між бензольними вуглеводнями і поглиначем здійснюються не по іонному валентному механізмі, а за рахунок фізико-хімічних зв'язків, абсорбційного поглинання бензолу і його гомологів поглиначем. Як відомо, хімічні, валентні зв'язки значно прочтгее хімічний-фізико-хімічних, ковалептных, отже, і полпота очищення методами, при яких утворяться хімічні зв'язки, може бути більш високої. Разом з тим_характер хімічного зв'язку і її міцність різні у вакуум-карбонатного і мышьяково-содового способів. Реакції карбонатів легких металів (К и \а) із сірководнем є оборотними, напрямок їхній істотний залежить від температури процесу, тиску в зоні реакції, швидкості побічних реакцій, особливо з З; реакція сірководню з натрієвою сіллю оксисульфомышьяковой кислоти є необоротної, тому вона практично не залежить від температури, тиску, концентрації в газі інших компонентів. Відповідно ступінь очищення газу за інших рівних умов по вакуум-карбонатному методі складає 85-- 90%, по мышьяково-содовому при одноступінчатому очищенні 90--95%, а при двоступінчастій до 97%. Для обох процесів характерним є утворення баластових солей у поглинальному розчині, що є продуктами побічних реакцій з кислими компонентами коксового газу, киснем газу, а також повітря, якщо останній подсасывается в систему. Баластові Солі не тільки знижують поглинальну здатність робочого розчину поглинача, по і відкладаються в апаратурі, комунікаціях і перешкоджають нормальному веденню процесу. Тільки своєчасний висновок цих солей з робочого розчину, регенерація цього розчину і поповнення циклу свіжим розчином забезпечують підтримку сероемкости розчину на необхідному рівні, а отже, і необхідне очищення газу. Таким чином, обидва методи вимагають особливо ретельного дотримання заданого технологічного режиму і тільки за умови виконання всіх його вимог дозволяють досягти необхідного ступеня очищення газу. 1 Технологічний режим уловлювання сірководню вакуум-карбонатним способом визначається наступними основними параметрами:

Електроенергії, квт.ч 600--700 I Найбільше що часто зустрічаються порушеннями технологічного режиму є: зниження поглинальної здатності (сероемкости) розчину, що може бути визвано погіршенням його регенерації (підвищене содержание Н25 у регеперировартном розчині) через зниження нагрівання розчину в підігрівниках (парових і циркуляційних) ; зниження вакууму в системі (несправність вакуум-насоса), забивання баластовими солями тарілок, у першому випадку вакуум угорі регенератора падають, у другому росте); нагромадження в розчині баластових солей вище 250-- 300 г/л, у т.ч. роданидов більш 100--120 г/л і ферроциапидов калію більш 30 г/л (для запобігання такого нагромадження з циклу повинне виводитися приблизно 0,2 м3 робітника розчину на 1 т уловленого сірководню). Одним з факторів, що ведуть до інтенсивного утворення баластових солей, є підсмоктування повітря у вакуумну систему регенератора. Надлишок кисню веде до інтенсивного утворення тіосульфатів №252ОЭ і роданидов; у звичайних умовах зміст тіосульфату складає 15--25 г/л робочого розчину, інтенсивне зростання його змісту -- явне свідчення підсмоктування повітря. Однієї з причин зниження сероемкости розчину може з'явитися порушення співвідношень погаш --сода у свіжому розчині: чим більше соди, тим менше сероемкость розчину, тим більша питома витрата його потрібно для збереження заданого ступеня очищення. Зниження питомої витрати розчину на уловлювання може бути наслідком інтенсивного відкладення ферроциапидов калію і муравьинокислого калію в комунікації, форсуночных зрошувальних пристроях, насосах. Це може бути викликане як порушенням режиму висновку баластових солей з розчину, так і підвищеним змістом поташу в суміші його із содою при готуванні робочого розчину.

В усіх випадках зниження поглинальної чи здатності питомої витрати розчину, що надходить на скрубери, необхідно в першу чергу привести хімічний склад ненасиченого розчину у відповідність із заданим технологічним режимом шляхом відновлення ступеня регенерації сірководню до заданої, висновком підвищених кількостей баластових солей, поповнення циклу свіжим розчином із заданими властивостями, промивання, очищення комунікацій і апаратури від опадів баластових солей.

Відхиленні режиму по температурних параметрах усуваються зміною чи витрати температури енергоносіїв, очищенням і промиванням поверхонь теплообменной апаратури. Питома витрата поглинача визначається не тільки ето сероемкостью, але і кількістю очищеного газу і змістом у ньому сірководню. Зміни цих параметрів, особливо тривалі повинні компенси роваться чи збільшенням зменшенням питомої витрати поглинача.

Технологічний режим відділення мокрого каталізу з одержанням сірчаної кислоти визначається наступними параметрами:

У процесі мокрого каталізу повинна бути отримана кислота концентрації 93--94% з мінімальним змістом оксидів азоту.

Основними факторами, що визначають повноту окислювання сірководню в сірчану кислоту і якість сірчаної кислоти, є: кількість повітря, подаваного на різні ступіні окислювання, і температура сірководневого газу, подаваного в пек-казан. Чим нижче температура сірководневого газу, насиченого парами води, тим менше вноситься пар води в систему мокрого каталізу, тим вище концентрація сірчаної кислоти. Кількість повітря па різних стадіях процесу окислювання визначає повноту окислювання й у той же час зміст у кислоті оксидів азот(а, наявність яких перешкоджає її застосуванню в деяких виробництвах. З погляду максимального використання вторинних ресурсів тепла варто було б усе тепло реакції окислювання сірководню до сірчистого ангідриду одержати в печі-казані. При цьому окислювання повинне йти зі значним надлишком повітря, що приведе до часткового окислювання 5ПРО2 у 5ПРО3, що володіє значно більшою корозійною активністю, чим 5ПРО2, а також до окислювання ціаністого водню в оксид азоту, що у контактному апараті окисляється до диоксида азоту, що розчиняється в сірчаній кислоті. Тому процес окислювання в печі-казані ведуть із придухою, у цьому випадку ціаністий водень окисляється тільки до елементарного азоту, практично не утвориться 803, однак і сірководень окисляється не цілком і частину його (до 2,5%) залишається в продуктах чи згоряння окисляється до елементарної сірки. У Зв'язку з цим виникає необхідність допалити його в спеціальній камері дожигания, розташованої після казана-утилізатора. У цю камеру дається повітря в кількості, необхідному для повного окислювання, що залишилося в газі чи сірководню сірки, при цьому кількості повітря окислювання азоту в N0 не відбувається, а незначна кількість 503, що тут може утворитися, уже не приведе до корозії казана-утилізатора. Показником, що свідчить про те, що повітря в камеру дожигания подають у необхідній кількості, є ріст температури продуктів окислювання на 25--30°С; якщо ріст температури менше, повітря мало, більше -- занадто багато.

Наступним етапом змішання продуктів окислювання з повітрям є камера змішання. У неї надходять продукти окислювання після камери дожигания з температурою 805--810°С. При такій температурі процес контактування йде погано через сильний розігрів контактної маси, тому в камеру подають така кількість повітря, що забезпечує зниження температури суміші до 420--450 С. Суміш, що надходить, при окислюванні 802 у 5ПРО3 на двох верхніх шарах контактної маси розігрівається за рахунок тепла реакції окислювання, до 460-470 С, що погіршує умови " контактування, тому після другого шару контактної маси в продукти контактування знову подають холодне повітря і знижують їхню температуру до 425-430 С. Таким чином, головною задачею персоналу у відділенні мокрого каталізу є підтримка заданого температурного режиму процесу шляхом зміни кількості повітря, подаваного на різні його стадії.

Істотне значення має і температура кислоти після абсорбера: чим нижче ця температура, тим більше пар сірчаної кислоти конденсується в абсорбері, тим менше їхня кількість надходить у электрофильтр, тим більше повне очищення вихлопних газів досягається в ньому. Зниження цієї температури може бути досягнуте за рахунок поліпшення охолодження кислоти в зрошувальних холодильниках.

Аналіз технології очищення газу і виробництва сірчаної кислоти по вакуум-карбонатному способі показує, що в процесі закладені визначені можливості зниження енерговитрат і рактивов. Крім розглянутих вище шляхів використання тепла коксового чи газу аміачної води замість пари для пагрева поглинального розчину до них варто віднести збільшення частки поташу в содопоташтгой чи суміші перехід па уловлювання сірководню поташным розчином. Це різко підвищить сероемкость розчину, знизить його питома витрата і відповідно питомі витрати пари, води, електроенергії на 1 т уловленого сірководню. Цьому перешкоджають дві обставини: дефіцит поташу й утворення значних кількостей ферроцианида калію і 'муравьинокислого калію. Рішення цієї задачі може бути знайдене шляхом регенерації поташу з баластових солей. Відома схема, по якій поглинальний розчин, виведений з циклу, упаривают під вакуумом, кристалізують, з виділенням в опадах ферроциапида і сульфату калію, матковий розчин повторно упаривают і кристалізують, причому в осад випадає до 60% поташу, що міститься в розчині, що повертають у робочий розчин. Осад ферроцнанида і сульфату калію спалюють разом з матковим розчином, що залишився, у спеціальній печі у відбудовній атмосфері й одержують розплав, що містить 40-60% Кас03, 25-35% Кзз, 15-20% ДО2504, 2-3% КСМ5 і 10-15% 8282ПРО3, що псується в робочий цикл.

Технологічний режим мышьяково-содовой сероочист-I визначається наступними основними параметрами.

Вихідними матеріалами для готування робітника 1створу є: білий миш'як Ай2Оз, ангідрид мышья-шистой кислоти, зміст Аз203 у технічному проекті повинне бути не менш 95 (I сорт) і 90% (II сорт), летучого залишку відповідно 5 і 10%; кадьниниро-шная сода.

Концентрація миш'яку в робочому розчині поглинь-?ля установлюється відповідно до змісту се-1водню у вихідному газі, при цьому співвідношення 5203 до Н25 підтримують близько 15, тобто процес ведуть зі збитком Аз30а.

Питома витрата поглинального розчину також визначається змістом сірководню в газе и концентрацією миш'яку в розчині. Так, для найбільше що часто зустрічаються значень змісту сірководню в газі 10, 16 і 20 г/м3 концентрація миш'яку в розчині складає відповідно 10, 16 і 16 г/л, а питома витрата розчину--15, 16 і 19 г/м3 газу. Таким чином, для коксового газу зі змістом сірководню 16--18 г/м3 (звичайне для шихт із донецьких вугіль) концентрація миш'яку повинна підтримуватися на рівні 16 г/л, а витрата розчину--18--19 л/м3. Поглинальний розчин відрізняється помітною корозійною активністю, що трохи знижується при надлишку миш'яку; важливу роль у зниженні корозійної активності розчину грає величина * лужності розчину, що повинна підтримуватися на рівні рН = 7,8ч-7,9. Зниження лужності веде до зменшення кількості нерегенерируемых баластових солей і до росту корозійної активності розчину. У робочому розчині завдяки протіканню поряд з основними побічних реакцій відбувається безупинне нагромадження баластових солей -- гипосульфата натрію МаЕЙ2ПРО3 і роданистого натрії.

Нагромадження цих солей у розчині веде до росту його в'язкості і зниженню сероемкости. Тому частина розчину повинна безупинно виводитися з циклу на нейтралізацію баластових солей для того, щоб граничний зміст їх у розчині не перевищувало 300--350 г/л.

Таким чином, робітник поглинальний розчин повинний містити приблизно 16 г/л А52ПРО3, 12--14 г/л КагСОя, не більш 300 г/л баластових солей, в основному, гипосульфита і роданида натрію, мати лужність рН = = 7,8ч-7,9; питома витрата такого розчину повинний складати 18--19 г/м3 газу.

Важливим фактором, що обумовлює ефективність уловлювання сірководню, є повне очищення газу від бензолу, нафталіну й особливо бризів поглинальної олії, уносимых з газом з бензольних скруберів. Для очищення газу від слідів поглинальної олії газ перед уловлюванням з пего сірководню очищається від слідів олії в спеціально встановленому для цієї мети электрофильтре.

Щоб уникнути конденсації з газу в розчин пар поды, олій, смолистих речовин поглинальний розчин перед подачею на скрубери підігрівають до 40--42"С.

Регенерація розчину виробляється продувкою його повітрям,

У регенератор повітря надходить через спеціальні барбснажные пристрої, що розбивають струмінь повітря на дрібні пухирці. Під дією кисню повітря відбувається окислювання сульфо-мышьяковой солі з виділенням елементарної сірки. Цей процес можна значно інтенсифікувати шляхом збагачення повітря киснем до 30--35%. Разом з тим пухирці повітря, подымаясь нагору черз шар розчину, захоплюють за собою частки елементарної сірки, що утворилися; відбувається так називаний процес флотації сірки, що веде до утворення на поверхні розчину в регенераторі шаруючи сарною піни, що містить до 100 г/л елементарної сірки. Процес флотації надзвичайно чуттєвий до наявності в чи розчині в повітрі, подаваному на регенерацію, маслянистих, смолистих і інших домішок. Ці домішки перешкоджають спливанню (флотації) сірки, вона залишається в регенерованому розчині і відкладається в комунікаціях, апаратурі, на насадці скруберів. Тому украй важливим для успішного проведення процесу регенерації є не тільки очищення газу від слідів олій перед уловлюванням з нього сірководню, але і повне очищення повітря від слідів олій і пилу перед його надходженням у регенератор.

Витрата повітря в процесі регенерації 6--7 м3 на 1

Процес пеногашения і зневоднювання сірки на вакуум-фільтрах протікає, як правило, без яких-небудь ускладнень з одержанням сірчаної пасти вологістю 40--45%.

Плавлення цієї пасти в плавильнику ведеться при 130-- 135°С, тому що при цьому виділяється деяка кількість сірчистого миш'яку, що забруднює плавленую сірку, у плавильник подається кальцинована сода з розрахунку 2--3 кг на 100 кг Н25.

Б результаті плавлення і наступного охолодження виходить елементарна сірка, що містить 99% сірки. 0,02% миш'яку, до 0,1% золи і 0,1% вологи. На виробництво 1 т елементарної сірки затрачається:

Кількість стічних вод, що утворяться в процесі, 3--4 м3/т сірки.

Найбільш істотними відхиленнями в режимі є: нагромадження баластових солей у розчині, що знижує його сероемкость і підвищує в'язкість через несвоєчасний висновок розчину па нейтралізацію баластових солей; показником є підвищення змісту гипосульфита в робочому розчині більш 150 г/л; погіршення флотації сірки в регенераторі через забруднення розчину оліями, показником цього є істотне зменшення кількості сірчаної пасти, що надходить па плавлення.

Можливостей порушення режиму в цьому процесі значно менше, ніж у вакуум-карбонатному, та й сам процес порівняно простіше. Разом з тім висока энерго- і матеріалоємність процесу обумовлюють його застосування лити у випадках, коли потрібно підвищений ступінь очищення чи газу одержання як кінцевий продукт елементарної чи колоїдної сірки. Контрольные питання

На яких хімічних процесах засновані вакуум-карбонатний і мышья до воно-содового способи очищення коксового газу?

У чому сутність процесу одержання серпом кислоти методом мокрого каталізу?

Як утворяться баластові солі в поглинальних розчинах цехів сероочистки, які имекпся методи нейтралізації і регенерації з них реактивів?

Роль температурного режиму в процесі уловлювання сірководню і виробництва сірчаної кислоти по вакуум-карбонатному методі.

л. Порівняльна характер исшка апаратури для уловлювання сірководню і регенерації розчину по вакуум-карбонатному і мышь-яково-содсвому способах.

6. Шляху зниження матеріалі- і днергоемкосги процесів сероочистки.

ТЕХНОЛОГІЯ Й УСТАТКУВАННЯ ВИТЯГУ БЕНЗОЛУ І НАФТАЛІНУ З КОКСОВОГО ГАЗА

Технологічні схеми витягу бензела і нафталіну з коксового газу

Кінцеве охолодження коксового газу

По розповсюдженій у вітчизняної промышленности технологічній схемі цеху уловлювання хімічних продуктів коксування, що має напівпрямий спосіб одержання сульфату амонію (сатураторний чи бессатураторный), кінцеве охолодження коксового газу розташовується по газовій трасі після сульфатного відділення.

Коксовий газ після сульфатного відділення має температуру в межах 52--60°С, містить значні кількості нафталіну (1,2--1,5 г/м3) і водяників пар.

Для уловлювання бензольних вуглеводнів у скруберах у відділенні кінцевого охолодження газ потрібно: остудити до температури 25--30°С, очистити його від нафталіну і скондесувати частина воднпых пар. Холодильники, у яких прохолоджується газ, називаються кінцевими і розташовуються по газовій трасі цеху уловлювання перед бензольними скруберами. Для кінцевого охолодження коксового газу застосовують холодильники безпосередньої дії. У холодильниках газ безпосередньо стикається з охолодною водою, що вимиває з нього нафталін, ціаніди, роданиды, залишки аміаку й інші компоненти.

Очищення води циклу кінцевого холодильника від забруднень обмежується видаленням з її нафталіну відстоюванням або екстракцією (промиванням) смолою. Очищення газу від нафталіну ускладнюється тим, що частина выпадающего з газу у твердому виді нафталіну несуться з газом з кінцевого холодильника у видеаэрозолей. Широке застосування одержала схема кінцевого охолодження коксового газу з екстрагуванням нафталіну з води смолою і замкнутим циклом охолодної води. Охолодження води циклу кінцевого охолодження газу здійснюється па градирнях звичайного тину, однак задача захисту навколишнього середовища вимагає інших технічних _ рішень.

Па мал. 34 приведена схема кінцевого охолодження коксопого газу з застосуванням гарячої смоли для вимивання нафталіну з води. Верхня газова частина кінцевого холодильника обладнана полками і служить для охолодження газу. У полках мається значна кількість отворів діаметром 10 мм. Нижня частина холодильника служить промывателем і тому обладнана вісьма полками з отвором 3 мм.

Коксовий газ з температурою 52--60°С надходить у газову частину холодильника I, піднімаючи нагору, прохолоджується технічною водою до 25--30°С и направляється в бензольні скрубери. Охолодження газу виробляється оборотною технічною водою, що знаходиться в замкнутому циклі: холодильник -- смолопромыватель -- відстійник -- градирня -- насос -- холодильник.

Охолоджена в градирні 7 вода з температурою 20-- 25°С насосом 6 подасться на верхню газову частину холодильника / і прохолоджує що йде противотоком коксовий газ. При охолодженні газу одночасно з конденсацією водяних пар з нього вимиваються кристали нафталіну. Вода з нафталіном стікає по центральній трубі (чи бічний) у нижню частину холодильника, що служить промывателем 2.

У промыватель на одну из верхних чи полиць на кожну безупинно подається смола з температурою 70--80°С. Смола, стикаючись з водою, розчиняє міститься в кей нафталін.

Промыватель постачений паровим підігрівником для підігріву стікаючої смоли. Обсяг цієї частини промывателя дозволяє робити відстій смоли від води за 5-- 8 ч. Відстояна смола з нижньої частини промывателя при 50--60°С виводиться через смолоотводчик у збірник 3, а потім передається насосом 4 у сховище відділення конденсації.

Вода з верхньої частини промывателя перетікає у відстійник 5, де остаточно, свобождается від незначної кількості уносимой нею смоли, і надходить на охолодження в градирню. Охолоджена вода знову надходить у холодильник, тобто знаходиться в замкнутому циклі. У воді після промывателя міститься незначна кількість нафталіну, що знижує витрати праці на очищення зрошувальних пристроїв градирні. Для розчинення наф талшта, що відкладається в газопроводі на ділянці від кінцевого холодильника до першого бензольного скрубера, газопровід періодично промивають гарячою поглинальною олією, що вводять у форсунку, розташовану на стояку виходу газу з кінцевого холодильника в газопровід.

Приведена схема кінцевого охолодження коксового газу як з нафталіновим промывателем, убудованим у корпус кінцевого холодильника, так і з выносным нафталіновим промывателем реалізована на більшості діючих підприємств. Найбільш істотним її недоліком є охолодження води циклу кінцевого охолодження газу в градирні примусового дуття. Ця вода, насичена ціаністими і роданистыми з'єднаннями, солями аміаку, розчиненими у воді органічними сполуками, зокрема фенолами, відрізняється високою корозійною активністю, тому охолодження її в градирнях примусового дуття сучасної конструкції з отсосом паров вентиляторами ВГ-25 і ВГ-50 приводить до інтенсивного руйнування цих вентиляторів і металоконструкцій градирень. У зв'язку з цим приходиться застосовувати або баштові, безвентиляторні градирні, або градирні спеціальної конструкції, у яких вентилятори, що подають повітря для охолодження води, розташовані на одній із причілків градирні і не відсмоктують повітря і водяні пари з робочої зони градирні, а навпаки, нагнітають повітря в цю золу, забезпечуючи віднесення водяних пар з робочої зони і охолодження за рахунок їхнього випару основної маси води. Обмежена кількість повітря, подаваного цими вентиляторами, не дозволяє досить ефективно остудити воду в жаркий час.

Головним недоліком такої схеми є інтенсивне забруднення атмосферного повітря в районі градирні ціаністими і роданистыми з'єднаннями аміаку, парами нафталіну і фенолів, що видуваються з охолодженої води при продувці її повітрям.

На нових і реконструируемых заводах застосовують технологічні схеми кінцевого охолодження газу з замкнутим стосовно атмосфери циклом охолодження водах.

Одним з варіантів такої схеми є охолодження оборотної води циклу кінцевого охолодження в кожухо-трубных холодильниках технічною водою. У цьому випадку оборотна вода циклу кінцевого охолодження не зі спілкується з атмосферою. Надлишок, що утвориться, її скидається у фенольну каналізацію і надходить на біохімічну установку, а технічна вода, що прохолоджує оборотну воду циклу кінцевого охолодження, не містить шкідливих домішок і прохолоджується на звичайних градирнях оборотного водопостачання. При достатній чистоті поверхонь теплообміну до жухо трубних холодильників і ефективному охолодженні технічною водою така схема забезпечує необхідний рівень охолодження коксового газу й очищення його від нафталіну. Однак головним недоліком цієї схеми є те, що а відмінність від звичайної схеми оборотна вода циклу кінцевого охолодження до межі насичена ціаністими, роданистыми й іншими з'єднаннями і не вимиває їх з коксового газу. Коксовий газ, що містить ці з'єднання, при уловлюванні бензолу погіршує якість поглинальної олії; дистиляція цієї олії веде до інтенсивної корозії устаткування бензольного відділення; очищення такого газу від сірководню, викликає підвищену витрату реагентів (кальцинованої чи каустичної соди), утворення значних кількостей баластових солей, інтенсивну корозію устаткування сероочистки.

Зазначені недоліки цієї схеми змусили шукати інші технічні рішення по замиканню циклу оборотної води кінцевого охолодження.

Одне з них передбачає установку після кінцевого холодильника ще одного апарата такої ж конструкції. Призначення цього апарата -- десорбція роданистых, ціаністих і інших з'єднань з води замкнутого циклу кінцевого охолодження. Ця вода після кожухотрубных холодильників подається в десорбср зверху за звичайною схемою, знизу також за звичайною схемою в нього подається коксовий газ після очищення його від бензолу і сірководню. Коксовий газ видуває з води ціаністі, роданистые й інші з'єднання і направляється на спалювання в споживачів. Вода, значною мірою очищена від цих з'єднань, подасться на кінцевий газовий холодильник.

Така схема, упроваджена на одному з заводів, значною мірою усуває недоліки схеми з замкнутими циклами води кінцевого охолодження, тому що кінцеве охолодження газу ведеться водою, не насиченої ціаністими і роданистыми з'єднаннями, отже, охолоджений газ очищається і від цих з'єднань.

Іншим варіантом закриття циклу води кінцевого охолодження є розташування апарата уловлювання сірководню перед бензольними скруберами. У „том випадку газ після сатуратора прохолоджується в кінцевому холодильнику I ступіні до 38--40°С, що прохолоджується вода знаходиться в замкнутому циклі і прохолоджується в кожухотрубных холодильниках оборотною технічною вірою. Після кінцевого холодильника I ступіні газ надходить на уловлювання сірководню, при цьому він одночасно очищається від ціаністих і роданистых з'єднань і надходить на кінцевий холодильник II ступіні, що працює з відкритим циклом охолодної води, де прохолоджується до 25--27°С и потім надходить на уловлювання бензолу. При такій схемі забезпечується достатнє охолодження коксового газу, виключаються погіршення поглинальної олії і корозія устаткування бензольного відділення. Разом з тим зберігаються підвищені витрату реактивів і утворення баластових солей при очищенні газу від сірководню.

У проектах нових і реконструируемых заводів передбачається охолодження коксового газу сумішшю води і поглинальної олії. Передбачається, що в цієї випадку весь нафталін з коксового газу буде уловлюватися поглинальною олією, суміш води й олії буде надходити у відстійник місткістю, що забезпечує досить повне відділення олії від води. Охолодження води буде здійснюватися в кожухотрубных холодильниках, олія з відстійника буде направлятися в збірник олії після скруберів, насиченого бензолом, і потім надходити у відділення дистиляції бензолу, у якому в цьому випадку встановлюється додаткова колона для виділення нафталінової фракції з олії. Пропонована схема повинна істотно поліпшити очищення газу від нафталіну, однак у промислових масштабах вона ще не впроваджена, що не дозволяє оцінити се ефективність.

Страницы: 1, 2, 3, 4, 5