2789.Химическая технология неорганических веществ. Книга 1

Полочный конвертор, применяемый в настоящее время в круп­ ных агрегатах производства аммиака, приведен на рис. 10.20. В ап­ парате катализатор располагают слоями на полках, размещенных в цилиндрическом корпусе. Полки могут работать по газу как последо­ вательно, так и параллельно. В аппарате на опорную балочную кон­ струкцию укладывают колосниковую решетку 3, покрываемую метал­ лической сеткой с размерами ячеек несколько меньшими частиц катализатора. Поверх сетки насыпают слой керамической или метал­ лической насадки (кольца Рашига, седла Инталокс и т.п.), которая препятствует забиванию сетки частицами катализатора, а затем загру­ жают катализатор. Сверху также укладывают металлическую сетку, под которой размещают слой насадки, который предохраняет катали­ затор от солей, содержащихся в паре. При этом соли откладываются преимущественно на элементах насадки. Слой насадок выравнивает также температуру и скорость потока по сечению аппарата.

Полочный конвертор, применяющийся в крупных агрегатах про­ изводства аммиака, имеет диаметр 3,8 м. Катализатор располагается на двух полках, работающих параллельно, высота слоя катализатора составляет 4 м, а объем разовой загрузки — 45,5 м3. Аппарат тепло­ изолирован снаружи.

Шахтные реакторы являются разновидностью полочных аппара­ тов (рис. 10.21), катализатор располагается в один слой, в нижней части аппарата уложены шары 6 керамические, мулитовые или ко­ рундовые диаметром около 20 мм, высота слоя шаров достигает 1,5 м. На слой шаров укладывают металлическую сетку 3, а затем ката­ лизатор 7. Шарами заполняют также патрубки для выгрузки катали­ затора. На выходном патрубке 5 устанавливают сетку, поверхность катализатора делают ровной, на нее укладывают металлическую сет­ ку, а затем слой колец Рашига 8 высотой 250 мм и прижимную ре­ шетку. Аппарат снаружи имеет теплоизоляционный слой. В промыш­ ленных агрегатах производительность аммиака 1360 т/сут, конвертор шахтного типа имеет высоту 12 м, диаметр 5 м. Толщина слоя ката­ лизатора составляет 3—4 м.

В процессе работы полочных и шахтных аппаратов существен­ но возрастает сопротивление. Например, в шахтных реакторах ис­ ходное сопротивление составляет 0,5-105Па, а к моменту выгрузки катализатора увеличивается до 2,5—3,0, а иногда и до 4-10'5Па. Это приводит к необходимости замены катализатора, который по показателям своей активности мог бы еще эксплуатироваться. Это объясняется наличием пыли и разрушенных гранул в исходном ка­ тализаторе. Поэтому перед загрузкой каждую партию подвергают гранулометрическому анализу.

454

ном — в противоположных. Число катализаторных корзин в реакто­ ре обычно не превышает трех.

Одним из достоинств конструкции радиального реактора является малое гидравлическое сопротивление, что позволяет использовать мелкозернистые катализаторы и достичь высоких объемных скоро­ стей газа.

Горизонтальные реакторы включают элементы как полочных, так и радиальных аппаратов (рис. 10.23) и имеют соответственно проме­ жуточные значения гидравлических сопротивлений и степени полез­ ного использования объема. Преимуществом горизонтального реакто­ ра является возможность использования коротких слоев катализатора, для которых меньшее влияние оказывает усадка катализатора. Однако они могут работать лишь при ограниченном перепаде температур на слое катализатора. Поэтому их применяют обычно для низкотемпера­ турной конверсии оксида углерода.

Для горизонтальных реакторов характерны те же особенности движения и распределения потоков, что и для радиальных аппаратов.

Очистка конвертированного газа от диоксида углерода. В про­ изводстве аммиака очистку конвертированного газа от диоксида угле­ рода осуществляют хемосорбцией водным раствором моноэтаноламина (МЭА) или водным раствором карбоната калия, активированным диэтаноламином (ДЭА).

Рис 10.23. Многопоточная схема МЭА-очистки с двумя потоками регенерированного раствора и тремя потоками насыщенного раствора:

1 — абсорбер; 2 — холодильники; 3 — центробежные насосы; 4, 8 — теплообменники; 5 — конден­ сатор; б — регенератор; 7 — кипятильник; 9 — испаритель

В процессе очистки конвертированного газа 19—21%-ным раство­ ром моноэтаноламина протекают следующие реакции:

2NH2CH2CH2OH + Н20 + С02 (ШзСНгСНгОНЬСОз

(NH3CH2CH20H)2C 03 + н 2о + С0 2 <± 2NH3CH2CH20HHC03

Процесс проводят при температурном интервале 35—60° С. Рас­ твор регенерируют снижением давления и повышением температуры, в результате выделяются вода и диоксид углерода.

Реакцию между диоксидом углерода и МЭА следует рассматривать как схему, устанавливающую возможность получения в качестве конеч­ ного продукта как карбоната, так и гидрокарбоната моноэтаноламина.

В процессе поглощения диоксида углерода повышается степень карбонизации раствора (а), которая выражается в молях С 02 на моль МЭА. В производстве в процессе извлечения С 02 из газа раствором МЭА с концентрацией 2,5—3,3 моль/м3 под давлением 2,45—2,94 МПа может быть достигнута степень карбонизации (а = 0,65—0,75). Содержание С 02 в газе после очистки составляет 50—300 см3/м3. Практически установлено, что, увеличивая концентрацию МЭА, мож­ но уменьшить количество циркулирующего раствора.

Процесс очистки газа от диоксида углерода проводится по много­ поточной схеме (см. рис. 10.23), согласно которой исходный конвер­ тированный газ (205 000 м3/ч), содержащий 16— 18% С 02, подается в нижнюю часть абсорбера 1. Абсорбер разделен на две сек­ ции— нижнюю и верхнюю. Газ проходит нижнюю секцию, в кото­

не более 0,03% (об.). В верхней части аппарата очищенный конвер­ тированный газ проходит колпачковые тарелки, орошаемые флегмой, и сепарирующее устройство. С целью уменьшения брызгоуноса в схеме предусмотрен брызгоуловитель-сепаратор (на схеме не пока­ зан). Очищенный газ направляется на метанирование.

Верхняя секция абсорбера 1 орошается глубоко регенерирован­ ным раствором, в котором он насыщается диоксидом углерода (от 10—20 до 65 г), смешивается с грубо регенерированным раствором, идущим из регенератора.

Насыщенный раствор с содержанием С02 80— 100 г/л и темпера­ турой не выше 60° С в количестве 1100— 1150 м3/ч выходит из ниж­ ней секции абсорбера и делится на три потока.

Первый поток — холодный байпас (около 10% — до 100 м3/ч) на­ правляется непосредственно на верх регенератора 6. Второй поток (475—540 м3/ч, ~45%) проходит трубное пространство теплообменни-

457

ка 4, в котором нагревается до 95— 100° С за счет теплоты грубо ре­ генерированного раствора, дросселируется и поступает в регенератор. Третий поток (475—540 м3/ч, -45%) проходит трубное пространство теплообменника 8, нагревается до 110— 115° С за счет теплоты грубо регенерированного раствора, дросселируется и поступает в трубное пространство испарителя 9, в котором за счет теплоты грубо регене­ рированного раствора происходит нагрев и частичная десорбция С02 и паров воды. После испарителей насыщенный раствор поступает в регенератор.

Регенератор разделен на две секции. В верхней секции происходит регенерация (десорбция) насыщенного раствора до содержания С 02 не более 50 г/л за счет теплоты парогазовой смеси, поступающей из ниж­ ней секции регенератора. Затем раствор делится на два потока. Первый поток — грубо регенерированный раствор (500—600 м3/ч) с температу­

пройдя теплообменники и воздушный холодильник 2, поступает на орошение нижней секции абсорбера. Другой поток грубо регенериро­ ванного раствора поступает в нижнюю часть регенератора для более тонкой регенерации. Окончательная десорбция происходит в процессе кипячения его в выносных кипятильниках 7 до остаточного содержа­ ния СО2 в раствор 10— 12 г/л. Глубоко регенерированный раствор из куба регенератора с температурой 125— 130°С поступает в теплооб­ менники 8, охлаждается в воздушном холодильнике 2, а затем с темпе­ ратурой около 70°С поступает на орошение верхней части абсорбера.

Если теплоты для регенерации раствора оказывается недостаточ­ но, ее количество может быть увеличено за счет использования до­ полнительных газовых и паровых кипятильников.

Газы десорбции — диоксид углерода с небольшим содержанием СО, СН4 и N2— подаются в цех переработки или выбрасываются в атмосферу. Содержание горючих веществ в газах десорбции не дол­ жно превышать 2% (об.). Парогазовая смесь охлаждается в воздуш­ ном холодильнике, а затем поступает в сборник флегмы (на схеме не показан), в котором происходит отделение газа от конденсата-флег­ мы, возвращаемой в цикл для поддержания баланса воды в системе.

С целью очистки раствора МЭА, постоянно находящегося в цикле, от продуктов разложения, осмоления и окисления моноэтаноламина, вызывающих эрозию аппаратуры и способствующих увеличению его вспениваемости, предусмотрена разгонка части циркулирующего рас­ твора в кипятильнике 7 под давлением на 0,01—0,02 МПа выше, чем в регенераторе.

Разгонку осуществляют в две стадии (полунепрерывный процесс). На разгонку в межтрубное пространство кипятильника 7 из глухой

458

Рис 10.24. Принципиальная схема установки метанирования:

7, 2 — теплообменники; 3 — влагоотделитель; 4 — воздушный холодильник; 5, б — холодильники; 7 — метанаггор

женных теплообменниках 1 и 2 и направляется в метанатор 7. Очист­ ку осуществляют при 350—380° С, объемной скорости 4000—5000 ч'1 и давлении до 30-105Па. Линейная скорость газа в аппарате состав­

Теплоту очищенного газа после метанатора 7 используют для по­ догрева газа или воды (в зависимости от схемы производства аммиа­ ка). В отечественном производстве аммиака теплота реакции метанирования используется для подогрева питательной воды.

Очищенная азотоводородная смесь из метанатора с температурой 380° С проходит межтрубное пространство подогревателей воды 6, где охлаждается до 130° С, и межтрубное пространство подогревателя глу­ боко обессоленной воды 5, где охлаждается до 60—90° С. Окончатель­ ное охлаждение и конденсация водяных паров, образовавшихся в ре­ зультате реакции метанирования, происходят в аппарате воздушного охлаждения 4. После отделения газового конденсата во влагоотделителе 3 азотоводородная смесь (АВС) направляется на компрессию.

С и н т е з а м м и а к а . Процесс синтеза аммиака идет по реакции М2 + ЗН2 2NH3, АН°п = -92,52 кДж,

сопровождается уменьшением числа молекул, вследствие чего раз­ ность энтропии продуктов реакции и исходных реагентов является величиной отрицательной: S%n = -198,6 кДж/(моль-град). Данное об-

462

Диэтаноламин (ДЭА) — наиболее распространенный в промыш­ ленности активатор поташной очистки является одновременно хоро­ шим абсорбентом по отношению к диоксиду углерода и ускорителем процесса. Ускоряющее действие ДЭА возрастает по мере насыщения раствора, т.е. в нижней части абсорбера.

В действующих агрегатах производства аммиака применяют две разновидности процесса поташной очистки: «Карсол» и «Бенфилд». В процессе «Карсол» для абсорбции применяют 25—28%-ный раствор карбоната калия, содержащий 1,8% ДЭА. В процессе «Бенфилд» — бо­ лее концентрированные растворы: 29—30% К2СО3 и 2,9% ДЭА.

Процессы абсорбции и регенерации ведут при 65— 115° С. Абсор­ бцию осуществляют по двухпоточной схеме. Большую часть (80%) грубо регенерированного раствора подают в среднюю часть абсорбе­ ра при 100— 103°С, остальная часть при 65—70°С поступает в верх­ нюю часть абсорбера. Это позволяет достичь содержания в газе 0,10—0,15%, а иногда и 0,05—0,08% СОг.

Насыщенный раствор при 106— 110° С сначала поступает в тур­ бину, а затем в регенератор. Регенерацию проводят по схеме с разде­ лением потоков регенерированного раствора.

Метанирование оксидов углерода. После стадии очистки от диок­ сида углерода газ содержит СО и СОг, которые в смеси с кислородом и водяным паром являются ядами для катализатора синтеза аммиака. По­ этому в процессе синтеза аммиака проводят тонкую очистку газа от ок­ сидов углерода методом каталитического гидрирования.

После абсорбционной очистки от диоксида углерода газ содержит 0,3—0,7% СО и 0,02—0,10% СОг. В соответствии с существующими регламентами очищенный газ должен содержать СО не более 20,0%, С 02— 0,5%.

Процесс гидрирования оксидов углерода протекает по следующим реакциям:

СО + ЗН2 СН4 + Н2О + 206 кДж/моль, СО2 + 4Нг СН4 + 2НгО +165 кДж/моль.

Приведенные реакции обратимы и сильно экзотермичны, протека­ ют в присутствии катализаторов. Наиболее широко применяемыми в промышленности катализаторами являются никелевые, стабилизиро­ ванные оксидом алюминия. Они могут быть активированы оксидом хрома. Никельалюминиевые катализаторы активны в интервале 350—400° С, а никельалюмохромовые — в интервале 200—250° С. Присутствующий в газе кислород на этих катализаторах гидрируется полностью.

460