Содержание к диссертации
Введение
1. Аналитический обзор способов получения элементарной серы из сернистых газов 17
1.1. Восстановление SO2 твердыми восстановителями 17
1.2. Восстановление SO2 газообразными восстановителями 26
1.2.1. Восстановление сернистого ангидрида метаном 27
1.2.2. Восстановление сернистого ангидрида сероводородом с получением серы методом Клауса 30
1.3. Аппаратурное оформление метанового способа получения серы 35
1.4. Основные переделы пирометаллургического производства и характеристика отходящих газов 40
1.4.1. Отражательная плавка 42
1.4.2. Плавка во взвешенном состоянии 44
1.4.3. Кислородно-факельная плавка 45
1.4.4. Плавка Ванюкова (ПВ) 46
2. Теоретические и лабораторные исследования процесса восстановления s02 метаном 52
2.1. Механизм процесса и термодинамические расчеты с целью определения необходимой концентрации кислорода в исходном газе для реализации метанового способа получения серы 52
2.2. Схема лабораторной установки и методика проведения эксперимента . 60
2.3. Результаты лабораторных исследований процесса восстановления SO2 метаном 63
3. Результаты полупромышленных исследований по восстановлению сернистого ангидрида природным газом при температуре 1100-1350С 74
3.1. Описание полупромышленной установки для проведения исследований и отработки технологии высокотемпературного восстановления сернистого ангидрида природным газом 74
3.2. Подготовка установки к пуску и методика проведения исследований высокотемпературного восстановления SO2 природным газом 78
3.3. Результаты исследований высокотемпературного восстановления SO2 природным газом в полупромышленных условиях 79
3.3.1. Определение физико-химических условий высокотемпературного восстановления SO^ природным газом 83
3.3.2. Результаты исследований переработки восстановленного газа, содержащего сероводород и диоксид серы методом Клауса 91
3.3.3. Исследование процесса конденсации и улавливания серы из газов 107
4. Разработка промышленной установки получения серы из отходящих газов плавки ванюкова (пв) и результаты ее испытаний . 115
4.1. Расчет состава и количества отходящих газов промышленного комплекса ПВ 116
4.2. Технологическая схема промышленной установки получения серы (внепечное восстановление SO) 120
4.3. Материальный и тепловой балансы высокотемпературного реактора восстановления БОг природным газом 123
4.4. Результаты исследований процесса восстановления SO2 на промышленном реакторе 129
5. Проведение исследований по высокотемпературному восстановлению s02 пылевидным углем и природным газом в аптейке промышленной печи взвешенной плавки (пвп) 137
5.1. Высокотемпературное восстановление сернистого ангидрида угольной пылью 137
5.1.1. Описание схемы процесса получения серы восстановлением SO2 в аптейке ПВП (внутрипечное восстановление) 137
5.1.2. Технологические показатели процесса 139
5.2. Высокотемпературное восстановление сернистого ангидрида природным газом 143
5.2.1. Схема подачи природного газа в аптейк ПВП 143
5.2.2. Исследование температурного режима в аптейке ПВП при восстановлении сернистого газа метаном 144
5.2.3. Разработка схемы подачи природного газа для восстановления сернистого ангидрида в аптейке печи взвешенной плавки 149
5.2.4. Результаты испытаний восстановления SO2 в аптейке ПВП 150
5.3. Определение температурного режима стадии "горячего" катализа после замены восстановителя SO2 пылевидного угля на природный газ 155
5.4. Методика определения запыленности восстановленного газа, содержащего серу 158
6. Проведение исследований по каталитическому восстановлению диоксида серы природным газом при температуре 750-1000С 165
6.1. Результаты лабораторных исследований с целью определения физико-химических условий проведения процесса 165
6.2. Проведение исследований каталитического восстановления SO2
природным газом в полупромышленных условиях в горизонтальном реакторе 186
6.2.1. Методика проведения эксперимента 188
6.2.2. Результаты эксперимента и обсуждение опытных данных 189
6.3. Результаты полупромышленных исследований процесса каталитического восстановления сернистого ангидрида природным газом в вертикальном реакторе с горизонтальным слоем катализатора 206
6.4. Технологическая схема каталитического восстановления SO2 217
6.5. Технологический расчет опытно-промышленного каталитического реактора 220
6.6. Восстановление SO2 конверсированным газом с получением элементарной серы 223
6.6.1. Получение конверсированного газа в полупромышленных условиях 224
6.6.2. Восстановление SO2 конверсированным газом в каталитическом реакторе 227
7. Результаты исследований реакции клауса в жидкой фазе и разработка жидкофазного способа санитарной очистки отходящих газов серного производства 235
7.1. Жидкофазные способы очистки отходящих газов 235
7.2. Результаты лабораторных исследований взаимодействия H2S и SO2 вводе 239
7.3. Результаты исследований процесса доочистки сернистых газов методом жидкофазиой конверсии на полупромышленной установке 241
Выводы 250
Литература
- Восстановление сернистого ангидрида метаном
- Схема лабораторной установки и методика проведения эксперимента
- Подготовка установки к пуску и методика проведения исследований высокотемпературного восстановления SO2 природным газом
- Технологическая схема промышленной установки получения серы (внепечное восстановление SO)
Введение к работе
При производстве цветных металлов пирометаллургическим способом происходит неизбежное выделение отходящих газов, содержащих сернистый ангидрид, концентрация которого зависит от технологии плавки металлургического сырья. В настоящее время отходящие газы с концентрацией 4-10% в основном используются для получения серной кислоты, которая широко используется для производства минеральных удобрений и в других отраслях хозяйства.
Однако отходящие газы с меньшим содержанием SO2 использовать для получения серной кислоты представляется технически затруднительным и не экономичным.
Проблема утилизации серы из отходящих металлургических газов является весьма актуальной и необходимость ее решения определяется не только экономическими факторами, но и все возрастающими требованиями по охране окружающей среды от вредных промышленных газовых выбросов.
Необходимо отметить, что в последние годы, начиная с середины 70-х годов, был выполнен большой объем научных исследований, направленных на совершенствование технологии и оборудования металлургического производства. При этом были разработаны принципиально новые автогенные процессы плавки рудного сырья с применением технического кислорода, что позволило существенно уменьшить объемы слабосернистых газов и соответственно выбросы SO2 в атмосферу /1/.
Первый автогенный процесс - кислородно-факельная плавка (КФП) в промышленном масштабе был пущен в 1968 г. на Алмалыкском горно-металлургическом комбинате (АГМК) 121.
Практически в это же время на Норильском горно-металлургическом комбинате (НГМК), а затем и на других предприятиях цветной металлургии были освоены агрегаты плавки в жидкой ванне, получившей название ее автора - Вашокова (ПВ).
В этой связи необходимо отметить, что Норильский горно-металлургический комбинат (НГМК) явился пионером в разработке и промышленном применении процесса плавки ПВ. Первая опытная печь ПВ была построена на Медном заводе Норильского комбината по техническому заданию, разработанному кафедрой металлургии тяжелых цветных металлов МИСиС.
Первая плавка медного никельсодержащего сырья в барботируемом шлаковом расплаве была осуществлена в этой печи в 1968 г. Однако решающим этапом в освоении процесса плавки Ванюкова (ПВ) стало строительство первого опытно-промышленного плавильного агрегата (ОППА) с площадью пода 20 м2 там же на Медном заводе НГМК /3/ производительностью 1000 т/сут. Успешное освоение плавки ПВ на НГМК позволило начать широкое внедрение этой технологии и на других предприятиях цветной металлургии.
Повсеместный переход на автогенную плавку сульфидного сырья, содержащего тяжелые цветные металлы, можно назвать наиболее значительным достижением XX века в области практической пирометаллургии, поскольку автогенные процессы, как никакие другие в этой области, отвечают современным требованиям по энергосбережению и экологической безопасности производства. С созданием автогенных процессов плавки одновременно проводились исследования по утилизации SO2 из отходящих газов, с получением серы и серной кислоты.
Данная работа посвящена разработке технологии получения серы из отходящих газов автогенных процессов плавки, основанной на восстановлении сернистого ангидрида природным газом. При этом процесс последовательно отрабатывался в лабораторных и полупромышленных условиях и был впервые реализован в промышленном масштабе на Норильском ГМК.
Работа выполнялась институтом "Гинцветмет" под руководством и непосредственным участием автора совместно с Норильским горно-металлургическим комбинатом и с привлечением целого ряда академических и от раслевых научно-исследовательских и проектных институтов, которые принимали участие в отработке новой технологии на Рязанском опытно-экспериментальном заводе (РОЭМЗ). Среди организаций, внесших наибольший вклад, необходимо отметить Гипрогазоочистку, НИИОГАЗ, Техэнерго-химпром, Институт катализа РАН, Институт физико-химических исследований Аз. АН и Институт газа АН Украины.
Работа проводилась на основании координационного плана Государственного Комитета Совета Министров СССР по науке и технике № 500 от 25 декабря 1975 г. по решению научно-технической проблемы 0.09.05 "Разработать технологию получения серы из металлургических газов переработки медно-никелевых концентратов".
Восстановление сернистого ангидрида метаном
В 1981 г. на НМЗ было начато промышленное производство серы из отходящих газов ПВП, основанное на восстановлении S02 пылевидным углем. Проектная производительность серного цеха составляла 240 тыс. т серы в год при степени извлечения серы из газов 85%.
При эксплуатации промышленной установки получения серы был выявлен ряд существенных недостатков, которые заключались в значительной трудоемкости приготовления угольной пыли. Это определялось необходимостью тонкого помола угля и сушки до остаточной влажности 1%. Кроме этого, при вдувании угольной пыли в аптейк необходимо обеспечить хорошее перемешивание пыли и технологического газа, что оказалось весьма сложной проблемой. При работе на запыленных газах возникли трудности, связанные с очисткой газов в сухих электрофильтрах.
К недостаткам восстановления S02 угольной пылью по финской технологии следует отнести повышенный расход угля - 1 т на 1 т получаемой серы. В связи с возникшими трудностями восстановления S02 угольной пылью было принято решение о замене восстановителя - угольной пыли на природный газ. В этом случае исключается трудоемкий передел приготовления пылевидного угля и существенно упрощается схема подачи восстановителя в аптейк ПВП. При замене пылевидного угля на природный газ в начальный период удалось в значительной степени нормализовать производство серы. Однако применение природного газа не устранило основные недостатки финской схемы получения серы. ПВП характеризуется значительным пыле-выносом 15%. Поэтому восстановленный газ, содержащий пыль и пары серы, очистить от пыли в сухих электрофильтрах до 100 мг/нм3, как было предусмотрено в технологическом регламенте, является весьма сложной проблемой.
Так как сухие электрофильтры работают под разрежением и всегда имеются подсосы воздуха, то это приводит к возгоранию паров серы и выходу из строя оборудования. Из-за частых ремонтов сухих электрофильтров, а также каталитических аппаратов Клауса и конденсаторов серы, в которые попадала пыль, производство серы по финской схеме было остановлено. 1.2. Восстановление SO2 газообразными восстановителями
Дефицитность кокса и малая экономичность способа восстановления SO2 твердым углеродом определила другое направление в разработке методов восстановления сернистого газа - применение в качестве восстанавливающих агентов газообразных продуктов. Изучение этого процесса проводилось с использованием водорода, окиси углерода, сероводорода, различных углеводородов. Рядом исследователей /29,30,42-78/ были разработаны теоретические основы процесса восстановления газообразными восстановителями. При этом было установлено, что процесс описывается следующими основными реакциями: S02+2H2 &2H20 + -S2 S02+2COo2C02+-S2 S02 + 2112S o2H20 +1,55, 2S02 + C//4 c CG2 + 21120 + S2 Одновременно протекает целый ряд побочных, нежелательных реакций, снижающих выход элементарной серы. Поэтому, как и в случае применения твердого углерода, для максимального получения серы требуются дополнительные стадии процесса для разрушения серосодержащих соединений. Процесс восстановления SO2 газообразными восстановителями может проводится в присутствии катализаторов, в качестве которых в литературе указаны сульфиды металлов /46,51-52/, активный глинозем /52/, окислы металлов (Fe203, MgO, Сг203) /53/, боксит, содержащий Fe203, или смеси Fe203 + А1203 /43,54/, силикагель /55/, древесный уголь /57/.
Н.Ф. Юшкевич, В.А. Каржавин и др., проводя исследования по восстановлению S02 сероводородом /42/, метаном /43/, водородом /44/ и окисью углерода /32-33/, установили, что скорость протекания реакций восстановления незначительна, и только применение активных катализаторов может позволить проводить эти реакции с достаточной для промышленных процессов скоростью.
При сравнении скорости восстановления сернистого ангидрида указанными выше восстановителями на первом месте оказались сероводород, серо-окись углерода и сероуглерод, на втором месте - водород и окись углерода и на третьем месте, как менее реакционноспособный, метан; (для ведения процесса в этом случае требуется более высокая температура - 900-1400С).
На основе исследований, проведенных Н.Ф. Юшкевичем с сотрудниками, в СССР был осуществлен способ получения серы восстановлением сернистого ангидрида генераторным газом в промышленном масштабе /21/. 1.2.1. Восстановление сернистого ангидрида метаном Восстановление S02 метаном - природным газом сопровождается протеканием следующих химических реакций:
Схема лабораторной установки и методика проведения эксперимента
Лабораторные исследования проводились с целью изучения высокотем пературного процесса восстановления реальных металлургических газов с переменной концентрацией S02 и 02, так как в литературе отсутствуют дан ные по влиянию кислорода на процесс. Схема лабораторной установки пока зана нарис. 14.
Основу установки составляет реактор интегрального типа (1), выполненный из трубы с внутренним диаметром 86 мм и длиной 650 мм из стали Х18Н10Т. Внутренняя поверхность реактора во избежание коррозии футерована путем вставки керамической трубы с внутренним диаметром 70 мм. Ка-тализаторная решетка с отверстием изготовлена из шамотного кирпича.
Для разогрева реактора и поддержания заданной температуры использовалась печь (2) с нагревательными элементами (силитами) мощностью до 7,2 кВт. Верхние и нижние силиты имели автономную регулировку.
Подача природного газа, азота и сернистого ангидрида осуществлялась из газовых баллонов, а подача воздуха - воздуходувкой (3). Для тонкой регулировки расходов, помимо запорной арматуры, установленной на баллонах, использовались игольчатые вентили (4). Для измерения расхода газов использовались калиброванные диафрагмы (5) с дифманометрами (6). Газовая смесь подавалась в ресивер (8), затем в реактор с помощью шлангов (7).
Система подачи газов обеспечивала возможность регулирования общего расхода в пределах 0,25-1,0 нм3/час и поддержания необходимых концентраций газовых компонентов.
Восстановленная в реакторе (1) при температуре 700-1300С газовая смесь, поступала в масляный обогреваемый кожухотрубный теплообменник (9), где охлаждалась до температуры 140С, сера конденсировалась, а газы отводились по обогреваемому газоходу (10) на нейтрализацию в барботер (11), откуда выбрасывались в систему вентиляции, снабженную ионитной системой очистки.
При проведении исследований каталитического восстановления S02 в реактор загружалось 0,5-0,75 л катализатора. Катализатор перед проведением эксперимента предварительно нагревался с помощью силитов до температуры 650-700С, после чего в реактор подавалась газовая смесь заданного состава. Контроль и регулировка температуры в реакторе осуществлялись с помощью потенциометра и трансформатора (10 кВт).
Исходный состав газа контролировался хроматографически путем отбора газовой пробы после ресивера. В течение опыта отбирались также пробы восстановленной газовой смеси на выходе из реактора. Анализ проб осуществлялся с помощью хроматографа ЛХМ-80/1 с интегратором ИЦ-26.
В качестве исходных компонентов для исследования процесса восстановления SOi метаном применяли сернистый ангидрид в баллонах, азот в баллонах, медицинский кислород в баллонах и сетевой природный газ. Средний состав сетевого газа:
Учитывая, что в процессе восстановления участвуют все атомы углерода и водорода, для расчетов условно принимали 100% содержание СН4 в сетевом природном газе.
Расход газовых компонентов замерялся с помощью лабораторных реометров. Газовая смесь (SO2, О2, N2, СЕЦ) заданного состава поступала в реактор, в качестве которого использовалась алундовая трубка диаметром 40 мм, установленная в высокотемпературную печь СУОЛ-0,25 с автоматическим регулированием температуры. Температура в реакционной зоне замерялась с помощью платино-платшюродиевой термопары, расположенной между алундовым реактором и внутренней трубкой печи. Из реактора восстановленный газ поступал в склянку-конденсатор серы и затем в дрексель с содовым раствором для нейтрализации кислых газов.
Анализ исходной газовой смеси и восстановленного газа определялся хроматографическим методом по методике Гинцветмета. В отдельных опытах содержание S02 в исходном газе определялось методом Рейха /$ /.
Газовые пробы для хроматографа отбирались при помощи медицинских шприцов, которые предварительно продувались анализируемым газом. Однако в процессе исследований было обнаружено, что при хранении проб в шприцах в течение 1-2 мин происходит резкое уменьшение сернистого газа и сероводорода, так как, вероятно, в присутствии водяных газов происходит реакция: 2H2S + S02=1,5S2 + 2H20
Поэтому при последующей работе при отборе проб использовали осушители газа и по возможности быстро производили анализ, не допуская протекания реакции взаимодействия S02 с H2S.
Первая серия опытов проводилась с целью определения температуры начала реакции окисления метана кислородом в присутствии сернистого ангидрида. Предварительно алундовын реактор разогревался в печи СУОЛ до 500С, после чего в него подавался газ, содержащий 15% S02 и 10% 02, и стехиометрическое количество метана, определяемое из соотношения:
По мере повышения температуры в реакторе определяли состав газа на выходе. Результаты опытов представлены в табл. 5, из которой следует, что реакция метана с кислородом в присутствии сернистого ангидрида начинается при температуре около 700С. Таблица 5 Определение температуры начала реакции между метаном и кислородом для технологического газа SO2 - 15,0%, 02 - 10,0% при стехиометрическом расходе метана 850 15,1 0 0 4,0 1,7 71,0 0 7,6 0,6 0
Известно, что температура воспламенения метана на воздухе составляет 530С. На этом основании можно сделать вывод, что присутствие в газовой смеси S02 отрицательно влияет на реакцию окисления метана кислородом. Опыты по восстановлению сернистого ангидрида природным газом проводились при объемной скорости 1000 час"1.
Подготовка установки к пуску и методика проведения исследований высокотемпературного восстановления SO2 природным газом
В период пуска установки на первом этапе был отработан режим разогрева реактора восстановления, конденсатора серы и печи дожига. Разогрев реактора осуществлялся в две стадии. Предварительно реактор разогревался переносной инжекционной горелкой после того, как температура в фор камере реактора поднималась до 900С, включались растопочные горелки. Подача технологических газов, содержащих сернистый ангидрид, начиналась после того, как давление в котле поднималось до 4,5 атмосфер, и получавшегося в котле пара хватало на разогрев вспомогательного оборудования.
При длительной эксплуатации установки было установлено, что конструкция обеспечивает хорошее смешение технологического газа с восстановителем и является достаточно надежной, так как каких-либо разрушений футеровки не было. При этом реактор обладал значительной тепловой инерцией. Так, для изменения температуры в реакционной зоне на 100С требовалось не менее 10-12 часов. Основным показателем, характеризующим процесс восстановления сернистого ангидрида природным газом, является состав восстановленного газа, который определялся хроматографическим методом. Отбор проб восстановленного газа для анализа производился после сероуловителя.
Необходимо отметить, что данная установка была запроектирована для работы на чистых обеспыленных газах. Однако по опыту работы установки финской фирмы "Оутокумпу Оу" запыленность перерабатываемых газов на технологические показатели высокотемпературного восстановления SOT не влияет. Поэтому конструкция высокотемпературного реактора может быть использована для восстановления и запыленных газов. Однако при работе на запыленных газах потребуется использовать другие типы конденсаторов серы, так как принятые газотрубные пригодны только для работы на чистых обеспыленных газах. Испытания проводились на газах, состав которых был близок к составу отходящих газов автогенных процессов после мокрой очистки. Основной технологической задачей было отработка технологии получения элементарной серы с последующим доизвлечением ее из газов, отходящих из реактора-генератора методом Клауса. Поэтому критерием управления процессом на полупромышленной установке было отношение суммарного количества сероводорода, сероокиси и окиси углерода и водорода к сернистому ангидриду на выходе реактора-генератора. Наилучшим отношением считалась величина 1,8- 2,0, которая корректировалась изменением расхода природного газа.
Испытания проводились в два этапа: на первом - исследовалась технология переработки газов ПВ (крепкие газы, содержащие 20-30% SO2), на втором - перерабатывались газы, содержащие 10-12% SO2.
Получение газов с низкой концентрацией S02 при разбавлении концентрированного S02 воздухом ведет к резкому увеличению концентрации кислорода в смеси и, как следствие, к повышению температуры в реакционной зоне. Поэтому при работе на газах с содержанием S02 менее 15% исходную газовую смесь получали, как уже указывалось выше, смешением S02, воздуха и азота.
Показатели переработки технологических газов с содержанием сернистого ангидрида в них 20-30% даны в табл. 8. Испытания проводились в температурном интервале от 1100С до 1350С, при этом соотношение природного газа к сернистому ангидриду изменялось от 0,34 до 0,58. Сумма серосодержащих компонентов (H2S, COS, S02) после восстановления изменялась от 6,5% до 12%. Степень превращения сернистого ангидрида в элементарную серу зависит от соотношения метана к сернистому ангидриду и при величине 0,45-0,56 она составляла 60-65%.
Показатели переработки технологических газов с содержанием сернистого ангидрида в них 11-12% представлены в табл. 9. Испытания проводились в интервале температур от 1152С до 1333С. При этом соотношение метана к сернистому ангидриду изменялось от 0,36 до 0,63. Сумма серосодержащих компонентов (H2S, COS, SO2) после восстановления изменялась от 2,9% до 6,5%. Степень превращения сернистого ангидрида и содержание серосодержащих компонентов зависят от соотношения метана и сернистого ангидрида. Так, при величине 0,5-0,56 степень превращения составляет 47-60%, а содержание серосодержащих компонентов - 2,8-4,5%). В данной серии опытов объем перерабатываемого технологического газа составлял 1000-1200 нм3/час.
В результате проведенных исследований было установлено, что реактор работает устойчиво, обеспечивая стабильный температурный режим в реакционной зоне. Процесс восстановления SO2 природным газом протекает с достаточной скоростью при температуре 1100-1250С. Установлено, что состав восстановленного газа определяется расходом природного газа, с увеличением расхода природного газа возрастает содержание H2S в восстановленном газе. При переработке газов с содержанием SO2 25-30% степень конверсии сернистого ангидрида в серу составляла 60-65%, а при работе на газах 10-12%) SOi степень конверсии уменьшалась до 47-60%. Полученные данные по выходу серы близки к равновесным, что свидетельствует о полноте протекания химических реакций.
Как известно, процесс восстановления SO2 природным газом и, прежде всего выход серы зависит от температуры, объемной скорости и объемного соотношения СН4 / SO2. В связи с тем, что процесс восстановления протекает в диффузионно кинетической области степень конверсии сернистого ангидрида в серу зависит от эффективности перемешивания технологического газа с восстановителем. Оптимальная температура проведения процесса определялась следующим образом. Реактор восстановления предварительно разогревался с помощью растопочных горелок до температуры в реакционной зоне 1200-1250С, после чего переводился в нормальный режим работы восстановления SO2. При этом в реактор подавался технологический газ заданного состава и природный газ, поддерживая стехиометрическое соотношение СН4 / S02 = 0,5.
В данной серии опытов также ставилась задача определения минимально допустимой температуры, ниже которой процесс восстановления прекращается. После вывода реактора на стабильный температурный режим производили снижение температуры в реакторе путем постепенного уменьшения расхода природного газа и воздуха, подаваемых через растопочные горелки. По мере уменьшения температуры в реакционной зоне производили анализ восстановленного газа.
Технологическая схема промышленной установки получения серы (внепечное восстановление SO)
В соответствии с расчетом количества и состава газов печи ПВ с площа дью пода 36 м2 имеем следующие данные по количеству и составу отходя щих газов. Так, после очистки газов в сухих электрофильтрах при количестве газов 66800-44500 нм /час содержание S02 составляет 13-19%. После про ф) мывного отделения количество газов составляет 61400-37500 нм /час при со держании SO2 14,3-23,4% (табл. 18). Поэтому материальный и тепловой балансы высокотемпературного реактора восстановления SO2 рассчитывали на максимальную газовую нагрузку при минимальном содержании SCb в газах. Тогда принимаем, что на стадию восстановления поступает следующий состав технологических газов печи ПВ: % об. нм3/час С02 3,0 2005 Н20 14,5 9689 502 13,1 8753 503 0,1 66,8 02 13,3 8887 N2 56,0 37419 Температура газов 350С. Количество газов 66820 нм3/час. Серный ангидрид растворяется в промывной кислоте и удаляется из сис темы. Сернистый ангидрид частично растворяется в промывной кислоте. Принимаем потери SO2 в промывном отделении 3% (262 нм3/час). Количество SO2 в газе на выходе из промывного отделения: ., 8753x0,97 = 8491 нм3/час щ Газ в промывном отделении разбавляется на 10% за счет негерметичности газового тракта. Подсосы воздуха: 124 в том числе: воды 66820x0,1 =6б82нм3/час 6682x6,92x22,4 „ з, — = 57 им /час 1000x18 кислорода (6682-57) х 0,21 = 1391 нм3/час азота 6625 -1391= 5234 нм3/час В промывном отделении влага из газа конденсируется. Количество сконденсированной влаги 9689 нм3/час. Объем газа за вычетом сконденсиро ванной влаги: 66820 + 6682 - 9689 = 63813 нм3/час
Температура газов после промывного отделения 35С. Газ в промывном отделении насыщается парами воды. Содержание влаги в газе после промывного отделения соответствует упругости водяных паров при температуре 35С. Влагосодержание а = 30 г/м3 при температуре 35С. Количество влаги в газе: 30x63813 1000 = 1914 кг/час или 1914 х 1,25 = 2393 нм3/час Объем газа после промывного отделения: им3/час % об, со2 2005 3,0 Н20 2450 3,70 so2 8491 12,9 о2 10278 15,6 N2 42653 64,8 Расход сернистого газа 8491 нм3/час. Восстановление SO2 осуществляется по основным реакциям: а) 2S02 + СН4 = S2 + 2Н20 + С02 б) 2S02 + 1,5СН4 = 2H2S + 1,5С02 + Ы20 в) СН4 + 202 = С02 + 2Н20 г) СН4 + 02 = СО + Н2 + н2о д) 2CO + S2 = 2COS Расчет ведем на 100 нм технологического газа состава, % об.: S02 - 12,9; С02 - 3,0; N2 - 64,8; 02 - 15,6; Н2о - 3,7. It На основании полупромышленных испытаний на РОЭМЗе принимаем следующее распределение серы в продуктах реакции: 1. Расход S02 по реакции (а) - 60% 2. Расход S02 по реакции (б) - 26% 3. Непрореагировавший S02- 14% 4. Выход COS по реакции (д) - 5% от исходного содержания серы в газе. ф Расход S02 по реакции (а): 12,9 х 0,60 = 7,74 нм3; образуется S2 - 3,87 нм3 Расход S02 по реакции (б): 12,9 х 0,26 = 3,35 нм3; образуется H2S - 3,35 нм3 Остается непрореагировавшего S02 12,9x0,14 = 1,81 нм3 Расход метана по реакции (а): 7,74: 2 = 3,87 нм3 Образуется по реакции (а): Н20 - 7,74 нм3; С02 - 3,87 нм3 Расход метана по реакции (б): 3,35x1,5 .. з — = 2,5 нм Образуется: Н20-1,68нм3; С02-2,5нм3 Образуется по реакции (д) COS: 129 -! — х 0,05 = 0,32 HMJ 2 Количество образующейся элементарной серы по реакции (а) с учетом расхода ее на реакцию (д): 3,87-0,32 = 3,55 нм3 т.е. по реакции (а) фактический выход серы составит 55,0%. Потребуется для реакции (д) СО: 0,32 нм Определяем необходимое количество СП4 для реакций (в) и (г): СН4 + 202 = С02 + 2Н20 (в) СН4 + 02 = СО + Н2 + Н20 (г) 2СН4 + 302 = С02 + СО + ЗН20 + Н2 Принимаем количество СО в газе 3,5 нм3. Тогда общее количество СО, азовавшееся по реакции (г) составит: 3,5+ 0,32 = 3,82 нм3 Расход метана по реакции (г) составит 3,82 нм3. Расход кислорода по реакции (г) 3,82 нм3. Образуется по реакции (г): Н2 - 3,82 нм3; Н20 - 3,82 нм3 Общее количество кислорода в технологическом газе 15,6 нм3. Количество кислорода, расходуемого на реакцию (в): 15,6-3,82= 11,78 нм3 Расход метана по реакции (в) 5,9 нм3. Образуется по реакции (в): Н20- 11,78нм3; С02-5,9нм3 Общий расход метана: 3,87 + 2,5 + 3,82 + 5,9 = 16,1 нм3 Общий расход природного газа: 16,1 :0,95 = 16,9 нм3 Примеси в природном газе: 16,9-16,1 =0,8 нм3 Общий объем азота: 64,8 + 0,8 = 65,6 нм3
