Впровадження безсатураторного методу Отримання сульфату амонію

Реферат

амоній сульфат абсорбер

Пояснювальназаписка до дипломного проекту: 137 с., 9 рис., 21 табл., 37 літературніх джерел.

Об'єкт Дослідження- Відділення уловлювання аміаку.

Мета роботи- Проект реконструкції сульфатно-пірідінового відділення з метоюВпровадження безсатураторного способу уловлювання амоніаку, Спеціальна частина - абсорбер для уловлювання аміаку.

У загальнійчастіні проекту вібрать та обгрунтовано необхідність реконструкції відділення, описано асортимент продукції та вимоги донеї, подано характеристику сировини матеріалів, описано фізико-Хімічні основиуловлювання аміаку.

У технологічнійчастіні подано структурно-технологічну схему виробництвата описано технологічний процес, розраховано матеріальній та тепловий баланс виробництва, наведено розрахунок основного технологічного обладнання.

У спеціальнійчастіні описана Конструкція та принцип дії основних апаратів, які пропонуються до Впровадження в реконструюємому відділенні; Зроблено їх конструктивні розрахунок.

У проекті розробленозаходь з охорони праці та з автоматізації виробничих процесів.

В організаційно-Економічнійчастіні проекту розраховано Основні техніко-економічні Вінницький національний реконструюємого відділення.

реконструкція,Коксовий газ, АМІАК, СУЛЬФАТ АМОНІЮ, Крістал, СХЕМА технологічна, абсорбери, ВІПАРНІК

Зміст

Вступ

1. Аналітічній оглядметодів виробництва

1.1 сатураторному метод

1.2 Безсатураторнійметод

1.3 Уловлювання аміакуводою

1.4 Отриманнябезводного аміаку

1.5 очищених коксовогогазу круговим фосфатним способом Зі Знищення аміаку

2. Фізико-Хімічніоснови виробництва

2.1 Заходь проти злежування

3. Характеристикасировини, напівпродуктів и готової продукції

3.1 Характеристикасировини

3.2 Характеристикапродуктів

4. Вибір, обгрунтуванняи опис технологічної Схеми

5.Матеріальній таТепловий баланс виробництва

5.1.1 КількістьРозчини, Що перетікає з абсорбера іншими ступенями в абсорбер Першого ступенів

5.1.2 КількістьРозчини, Що віводіться з Першого ступенів абсорбера у віпарнік

5.2 Матеріальній таТепловий баланс абсорбера Першого ступенів

5.3 Матеріальній таТепловий баланс збірніка Першого ступенів

5.3.1 Матеріальнійрозрахунок

5.3.2 Тепловий балансзбірніка Першого ступенів

5.4 Матеріальній таТепловий баланс абсорбера іншими ступенями

5.5 Матеріальній таТепловий баланс збірніка іншими ступенями

5.5.1 Матеріальнійрозрахунок

5.5.2 Тепловий балансзбірніка іншими ступенями

5.6 Розрахуноквіпарніка

5.6.1 Матеріальнійрозрахунок

5.6.2 Тепловийрозрахунок віпарніка

6.ТехнологічніРозрахунки

6.1 Визначення розмірівабсорберів Першого та іншого ступенів

6.2 Визначення поверхнітеплопередачі віпарніка

7. Механічні Розрахунки

7.1 Товщина обічайкі

7.2 Днище

7.3 штуцерів

7.4 Розрахунок опори

Список літератури

Вступ

Аміак утворюється в процесі коксування з азоту и водного кам'яного вугілля.Велика Частка азоту Вугілля (до 60%) залішається в коксі у вігляді термічно стійкіх азотистих поєднань,а остання Частка відаляється з Вугілля разом з льотка продуктами коксування - газом, смолою и надсмольная водою.

Утворення аміаку при коксуванні Вугілля почінається при температуріБіля 600 В° С, а максимальна вихід Його досягається при температурах 800-900 В° С.

За данім[1] вихід аміаку від сухої шихти для донецького Вугілля варіюється в межах 0,25-0,30%,а для кузнецькіх Може досягаті 0,45%.

Вмістаміаку в газі для різного Вугілля [1] Може варіюватіся в межах 5,5 - 12,5 г/м 3 (0 В° С).

вилучення аміакуз коксового газу - обов'язкова технологічна Операція при підготовці газу до Його подаліВикористання. Норми допустимого вмісту аміакув газі: не Більше 0,03 г/м 3 [2], тобтоповнотіла вітягання аміаку з газу винна складаті 99,7 - 99,8% мас. Такі серйознівимоги визначаються чисто технологічнімі причинами [3]:

- необхідність відалення компонента, Який виробляти до корозії газопроводівта обладнання;

- для Попередження Виникнення відкладаньв газопровідніх комунікаціях и регулючіх прилаштувати коксових батарей;

- для нормальної експлуатації бензольного-скруберніхвідділень и цехів сіркоочісткі;

- аміакз ціаністім водних, Що знаходится в газі, різко посілює корозію устаткування, утворюючідобро Розчини комплексне з'єднання -

гексаціанферрат- (NH 4 ) 4 [FeCN 6 ];

- аміак,Що залішається в газі, при спалюванні перетворюється переважно на токсічні и корозійно-небезпечніоксиди азоту;

- аміакстабілізує емульсії води и олії при уловлюванні бензольних вуглеводнів.

У результатіуловлювання аміаку сірчаною кислотою утворюється сульфат амонію.

Сульфат амонію віробляється на коксохімічніх заводах у великих кількостях.На 1 т сухої шихти виробництво сульфату амонію (сухого) складає 11,0-11,5 кг.

Сульфат амонію являється Дуже ефективна азотних добрива. Особлівістюцього вигляда добрива є ті, Що ВІН дозволяє підпітуваті грунт НЕ Ліше азотом, альои сіркою. Остання входити до складу білків и амінокіслот рослин и того разом з азотомє одним з Важливе елементів жівлення сільськогосподарськіх культур. За мірі важлівостідля рослин Сірку можна поставіті на Третє Місце після азоту и фосфору. Продукт володієВажливим для жіттєдіяльності рослин властівістю. ВІН переводити фосфор, Що знаходитсяв грунті з нерозчінної форми в Розчини и тім самим підсілює процес поглинання Рослінцієї речовіні. Це дозволяє понізіті кількість фосфорних добрив, Що вносяться догрунту.

Не дівлячісь на ті, Що продукт найшірше вікорістовується в сільськомугосподарстві, ВІН кож застосовується и в інших галузях. Наприклад, у біохімії переосадження сульфатом амонію є загально метод очищеннябілків. Вікорістовуєтьсяв технології хлорування води з амонізацією, вводитися в оброблювану воду за декількасекунд до хлору, з хлором утворює хлораміні - зв'язуючу Вільний хлор, завдякі Чомуоднозначно скорочується утворення хлорорганікі шкідлівої для організму людини, скорочуєтьсяВитрати хлору, зменшується корозія трубопроводів. У харчовій промісловості Його вікорістовують Як харчову добавку Е517(Речовіні проти злежування). У промісловості сульфат амонію вікорістовують Як сировинупри віробніцтві акумуляторів, у віробніцтвівіскозного волокна и Як основу при віробніцтвівогнезахисними просочень для дерева.

Так Яксатураторному метод не Дає возможности регулюваті Розмір отрімуваніх крісталів, топропонується для Впровадження безсатураторній метод Отримання сульфату амонію наПАТ Євраз В«Дніпродзержинський КХЗВ», у якому на стадії абсорбції отримуються ненасіченій Розчини солі, Що піддаєтьсявакууму, - віпарці в умів інтенсівної ціркуляції, Що забезпечує незначна пересіченняи керованій ріст крісталів. [3]

1 Аналітічній огляд методів виробництва

перелоговихот Схеми охолодження прямого коксового газу и уловлювання з нього аміаку розрізняютьТри способи Отримання сульфату амонію: непрямий, прямий та напівпрямій. [4]

При непрямомуспособі частина аміаку (20-30% від загально ресурсів) уловлюється з коксового газу конденсатом, Що утворюється при охолодженні газу вПервин холодильниках до 25-35 В° С, а Інша частина (80-70%) оборотних водою при проміванні газу в аміачніхскрубер. Надсмольная вода (газовийконденсат) i Слабкий аміачна вода Із скруберів переробляються потім в аміачніх колонахз отриманого парогазової суміші, Що Складається з парі води, аміаку, вуглекіслоті,сірководню, ціаністого водних та інших компонентів. Ця суміш спрямовується в сатуратор,де аміак зв'язується з... сірчаною кислотою з Утворення насіченого Розчини сульфатуамонію и крісталів солі, які віводяться з дна апарату з частин Розчини на центрифугу,а після промівання и сушки передаються на склад.

непрямихспосіб Отримання сульфату амонію має велику гнучкість процесу, Що дозволяє віроблятізалежних від умов ринка, Що міняються, сульфат амонію або концентровану аміачну воду,або одночасно обидвоє продукти в одному цеху. Важливим Переваги цього способу єкож виробнича надійність оскількі Різні відділення цеху слабо пов'язані Між собоюи того виробничі Порушення в аміачному або сульфатному відділеннях можут буті усуненібез зупинка інших відділень при подачі отрімуваної в скрубер аміачної води насклад. Крім того непрямий спосіб дозволяє віробляті сірчану кислоту та пірідіновіоснови з парогазової суміші, Що виходе з сатуратора за порівняно простою технологією.

Разомз цімі Переваги непрямий спосіб має ряд серйозніх недоліків:

- Великікапіталовкладення;

- значніексплуатаційні витрати, пов'язані з Переробка великого об'єму аміачної води;

- великакількість стічніх вод (близьким 250 м 3 на 1000 т коксуємого Вугілля);

- значніВтрати аміаку Зі зворотнього газом.

Із-заціх недоліків непрямий спосіб виробництва сульфату амонію ніні НЕ знаходится застосування.Проти у поєднанні з аміачнім очищених коксового газу від сірководню ВІН Може віявітісяПерспективним.

Прямийметод полягає в тому, Що весь аміак, Що утворюється при коксуванні, уловлюєтьсяз коксового газу сірчаною кислотою до охолодження в Первин холодильниках. З газозбірнікагарячий коксовий газ поступає в електрофільтр для очищення від туманоподібної смоли,а потім в сатуратор, де аміак зв'язується сірчаною кислотою з Утворення насіченогоРозчини и крісталів сульфату амонію.

Відмінноюособлівістю цього методу є ті, Що при охолодженні коксового газу після сатураторав Первин холодильниках конденсат (надсмольная вода), Що утворюється, не містітьаміаку та амонійніх солей и того відпадає необхідність Його переробки в аміачнійколоні. Відсутність аміачного відділення дозволяє понізіті витрат парі, вартістьустаткування и займаною виробничу площа, а кож скоротіті до мінімуму об'єм стічніхвод (близьким 50 м 3 на 1000 т коксуємого Вугілля).

протиширокого Поширення цею метод не отримавших Із-за істотніх недоліків:

- Наявністьвеликого числа апаратів, працюючих Під розрідженням, Що підвіщує вірогідність підсосуПовітря и утворення вібухонебезпечної суміші збільшує витрати електроенергії наТранспортування газу;

- інтенсівноїкорозії устаткування, обумовленій наявністю в газі хлористого водних и хлористогоамонію;

- труднощівОчищені газу від смоли при вісокій температурі та утворення в сатураторі Великоїкількості кіслої смолки;

- великогооб'єму апаратури Із-за вісокої температури и влаговмісту газу;

- неможлівостіуловлювання в сатураторі легких пірідіновіх основ Із-за вісокої температури Розчинии відсутності аміачної парі для Його нейтралізації в пірідіновій установці.

НайбільшеПоширення на заводах ОТРИМАНО напівпрямій метод виробництва сульфату амонію, Що маєПереваги, а Частково и недолікамі непрямого и прямого способів. За цьому методукоксовий газ після газозбірніка охолоджується в Первин холодильниках до 25-35 В° С,внаслідок Чого водяні пари конденсуються практично повністю, а газовий конденсат(Надсмольная вода), Що утворюється розчіняє до 20-30% аміаку, Що містіться в прямомугазі. Охолодженій газ подається нагнітачамі в абсорбер, де Інший аміак поглінаєтьсясірчаною кислотою з Утворення сульфату амонію.

Отрімуваніпри переробці надмірної надсмольної води аміачні парі подаються Частково в абсорберразом з коксовим газом, а Частково в нейтралізатор пірідінової установки, де аміаккож зв'язується сірчаною кислотою. Таким чином увесь аміак прямого коксового газузрештою переробляється в сульфат амонію.

Недолікамінапівпрямого способу виробництва сульфату амонію є необхідність переробки надмірноїнадсмольної води в аміачніх колонах, Що вімагає значної витрати парі и лузі, а кожутворення значного об'єму стічніх вод Що вімагають складного очищена.

перелоговихвід апаратурного оформлення процесів поглинання аміаку сірчаною кислотою и крісталізаціїсульфату амонію розрізняють два різновіді напівпрямого способу, Що ОТРИМАНО найбільшеПоширення в промісловості - сатураторному и безсатураторній. Слід відзначіті, Щов літературі Немає єдиного Тлумачення ціх термінів и смороду НЕ відображають особливаяапаратурного оформлення процесів.

За термінології,прійнятій в коксохімічній промісловості, сатураторному назівається процес, при якомупоглинання аміаку з коксового газу сірчаною кислотою и утворення крісталів сульфатуамонію здійснюються в одному апараті барботажного типу Що назівається сатуратором.При безсатураторному способі поглинання аміаку сірчаною кислотою відбувається уфорсункових скрубері (чі насадні), Який Може зрошуватіся Як пересіченім, таким,Що містіть кристали сульфату амонію Розчини, так и ненасіченім Розчини. У Першомувипадка крісталізація сульфату амонію відбувається одночасно з поглинання аміакув скрубері, а в іншому утворення пересіченого Розчини и крісталів сульфату амоніюздійснюється при віпарюванні Розчини в спеціальному апараті - крісталізаторі.

Перевагибезсатураторніх процесів є менший гідравлічній Опір форсункових абсорберів и можлівістьпроведення окремого стадій процесу (абсорбція аміаку, крісталізації сульфату амоніюта ін.) за найбільш сприятливі умів.

1.1Сатураторному метод

технологічнасхема Отримання сульфату амонію по сатураторному методом [5] зображенана Рисунку 1.1.

коксовий газ,охолодженій в Первин газових холодильниках и очищень від туманоподібної смолив електрофільтрах подається нагнітачем в парових підігрівач 1 сульфатного відділення.У підігрівачі газ підігрівається до 65-70 В° С та поступає в сатуратора 2 по центральнійгазопідводящій трубі, Яка закінчується газорозподільнім парасолькою, Який знаходитсяв матково розчіні ванні сатуратора

1 - парові підігрівач; 2 - сатуратор; 3 - кислотніпастка; 4, 10, 12-насоси; 5 - крісталопріймач; 6 - каструля зворотніх токів матковоРозчини; 7-центрифуга; 8 - ціркуляційна каструля; 9 - збірник матково Розчини;11 - напірній бак з сірчаною кислотою; 13-транспортер; 14-сушка.

Малюнок 1.1 технологічна схема Отримання сульфатуамонію по сатураторному методу

Сірчана кислотаз концентрацією 92-94% безперервно надходіть до сатуратора з напірного бака 11 поспеціальній трубі. Коксовий газ, Який пройшов Крізь куля матково Розчини и звільнівсявід аміаку и пірідіновіх основ, Крізь газовий патрубок направляється в кислотнупастку 3, в якій Із газу уловлюються краплі матково Розчини.

Після кіслотноїпастки коксовий газ направляється в кінцеві газові холодильники для охолодженняЙого до 25-30 В° С для уловлювання бензольних вуглеводнів в скрубер.

Крістал сульфатуамонію разом з Деяк кількістю матково Розчини насосом 4 подаються в крісталопріймач5 для відстоювання крісталів сульфату амонію. Крізь штуцер матково Розчини відстоянійвід крісталів сульфату амонію безперервно стікає в каструлю зворотніх токів 6 із неї в сатуратор.

З ніжньої Частинакрісталопріймача 5 суміш крісталів сульфату амонію з матково Розчини самотікомпоступає в центрифугу безперервної дії 7, де кристали відділяються від матковоРозчини и проміваються гарячою водою (78-80 В° С). Відфугованій сульфат амонію з центрифугиподається транспортером 13 на сушку 14, а потім на склад. Розчини після центрифугиКрізь каструлю зворотніх токів повертається в сатуратор.

Рівень матковоРозчини в сатураторі підтрімується постійнім за допомог спеціального бічного штуцера,через Який надлишок матково Розчини відводиться у ціркуляційну каструлю 8, Якиявляється одночасно гідравлічнім затвором, Що робіть неможливим вихід газу з сатуратораразом з Розчини.

При вінікн...еннів ванні сатуратора надлишки матково Розчини Останній з ціркуляційної каструлісамотіком перетікає в збірник 9, Звідки по потребі насосом 10 повертається в сатуратор.

1.2 Безсатураторнійметод

Подалі вдосконаленняметодів Отримання сульфату амонію на коксохімічніх заводах призвело до появи бессатураторногопроцесу уловлювання аміаку з коксового газу в насадні або безнасадніх (форсункових)абсорберах.

Безсатураторнійпроцес Отримання сульфату амонію Може здійснюватіся по двох принципова різнім схемами:уловлювання аміаку пересіченім Розчини, Що містіть кристали, и ненасіченім Розчиниз подалі отриманого в окремому апараті крісталів солі сульфату амонію шляхомупарювання Частина Розчини [5].

На вітчізняніхкоксохімічніх заводах частіше застосовується друга схема у якій передбачається установкадвоступінчатого абсорбера для здійснення роздільного уловлювання з газу аміаку ипірідіновіх основ и крісталізація сульфату амонію, Що утворівся, в окремому апараті- Віпарніку (Під вакуумом).

Ця схема маєряд Переваги: ​​абсорбери зрошуються ненасіченім Розчини, Що усуває їх засолення;при крісталізації солі в окремому апараті можна Отримати кристали практично будь-якогорозміру, процес легко керованій; процес крісталізації можна здійснюваті періодічнои насіченій Розчини Може складуватіся. При цьому НЕ порушується робота уловлюючоїустановки.

Здійсненняпроцесу уловлювання аміаку, пірідіновіх основ и крісталізація солі сульфату амоніюв окремому апарату, дозволяють підтрімуваті для шкірного з них найбільш доцільнійрежим. Це забезпечує достатності повнотіла уловлювання аміаку пірідіновіх основ з газуи Отримання велікокрісталічної солі.

Таким чином,Отримання сульфату амонію по безсатураторному методу здійснюється в двох установках- Абсорбційній и віпарно-крісталізаційній.

Розглянемотехнологічну схему Отримання сульфату амонію без сатураторному методом [6]. (Малюнок 1.2).

коксовихгаз, Що містіть аміак и пірідінові основи, поступає в абсорбер 1, Що є поліме апаратом

Після

Коженна

Малюнок

Так,

Подача

ЧастинаЗавдякі

Вакуумвисокого тисків.24.

У верхньомуоснов.

Для виведення

Після

Таким

Аміачні

суміш.пункту.

У тій же година

1.В° С).

2. Обов'язкове

З.При цьому

4.и так далі.

5.

6.

7. Переробкадомішок.

На ДеякНа

Малюнок

В результатіПісля

ВмістВитрати[7]

Одночасно

Зазвічай та ін. [7]

Температурагазу до кінцевого холодильника и точка роси залежався від температури газу післяпервинного охолодження и мірі стіскування газу в нагнітачі. Нормальна температурагазу перед кінцевім холодильником не винна перевіщуваті 65 В° С, а точка роси маєбуті НЕ Вище 35 В° С. Температура газу після кінцевого холодильника поклади від температуриохолоджувальної води и не винна перевіщуваті 28 В° С. Більш глибше охолодження газуспріяє інтенсівному поглинання аміаку І, отже збільшенню Його концентрації в скрубернійводі. Це дозволяє понізіті витрат парі на відгін аміаку.

Температураводи, Що поступає на поглинання аміаку з газу, не винна перевіщуваті 25 В° С. Приабсорбції малою кількістю води з тім, щоб Отримати вісокі концентрації аміаку вскруберній воді, істотну роль грає відведення тепла, Що віділяється при поглінанніаміаку.

На малюнку1.4 приведень Один з варіантів Схеми процесу очищених коксового газу від аміакуводою з отриманого концентрованої аміачної води [1].

У скрубері1 здійснюється промівка коксового газу холодною водою (питома витрати 0,6-0,7 л/м 3 газу) внаслідок Чого газ очіщається, а вода поглінає аміак (і Частково кіслігази) i віводіться у збірник 1а, Куди кож поступає надмірна вода процесу коксування.

Скрубернавода Зі збірніка 1а насосом 2 подається в напірній бак 3, Звідки Основний її Потік(Близьким 90%) поступає на одному або третю тарілку дісоціатора 5 (заздалегідь підігріваючісьв теплообмінніку 4 до температури 50-60 В° С), а Інша (близьким 10%) - безпосереднюна Його верхня тарілку.

11-конденсатор; 12-мірнік; 14-воронка; 15-змішувач.

Малюнок1.4 Схема процесу очищених коксового газу від аміаку водою з отриманого концентрованоїаміачної води

у нижньогоЧастину дісоціатора 5 підводіться пара для підігрівання скруберної води, Що стікаєпо тарілках, до температури 95 - 98 В° С, внаслідок Чого відбувається віділення з водив парову фазу кислих газів, які разом з аміаком спрямовуються у верхньому Частину дісоціатора5. Внаслідок того, Що Верхня тарілка дісоціатора 5 жівіться холодною скруберноюводою, а ніжні тарілкі - водою при температурі 50-60 В° С, відбувається охолодженняи часткова конденсація парової Фазі, Що піднімається, Яка на віході з дісоціатора5 має температуру близьким 45 В° С.

Завдякітакого режиму роботи істотно зніжується концентрація аміаку в парах, Що покідаютьдісоціатор 5, оскількі розчінність аміаку у воді при зниженя температурах однозначноперевіщує розчінність кислих газів. Така попередня обробка скруберної води дозволяєвіділіті з неї до 80% діоксиду вуглецю и до 50% сірководню, тобто відповідно понізітіїх вміст в отрімуваному на стадії регенерації поглінача товарному продукті.

Паріпісля дісоціатора 5 Додатковий очіщаються від аміаку в промівачі 17 и спрямовуютьсяв газопровід (чі можут буті безпосередню вікорістані для Отримання сірчаної кислоти),а гаряча скруберна вода спрямовується на парову регенерацію в колону 6. За відсутностінеобхідності віділення кислих газів (допускається їх прісутність в отрімуваній концентрованійаміачній воді) скруберна вода після теплообмінніка 4 Може подаватіся безпосереднюв колону 6, минулий дісоціатор.

У вічерпнійчастіні колони 6 Із скруберної води аміак и залішкова кількість кислих газів десорбуютьв парову фазу. Регенерована скруберна вода при температурі Дещо Більше 100 В° С віводітьсяз колони 6 і спрямовується в теплообміннік 4 (для теплообміну з віхідною скруберноюводою), а потім до ями 7, Звідки насосом 8 подається в градирню 9 (де охолоджуєтьсядо 25 - 30 В° С) i насосом 19 - на зрошування скрубер 1.

Наявністьдефлегматора 10, а кож зміцнюючої Частина в колоні 6 спріяє збільшенню концентраціїаміаку в паровій фазі, Що поступає в конденсатор 11, за рахунок часткової конденсаціїводяної пари (при температурі 89-92 В° С) i повернення того, Що утворюється в дефлегматорі10 аміаковмісного конденсату на верхню тарілку колони 6 у вігляді флегми.

Повнаконденсація концентрованої аміачної парі в трубчасто конденсаторі 11 забезпечуєОтримання товарного продукту, Що віводіться через ОГЛЯДОВИЙ ліхтар в мірнік 12 притемпературі НЕ Більше 30 В° С.

Для Запобіганнянакопиченням пов'язаних солей аміаку в оборотній скруберній воді частина її подаєтьсяна жівільну тарілку колони 13, працюючих аналогічно колоні 6 з тією Ліше різніцею,Що після десорбції літкого аміаку, Що стікає з вічерпної Частина колони 13 водазмішується з Розчини Лужного реагенту (сода, вапно, луг), Що подається з воронки14. Після хімічної взаємодії и розкладання пов'язаних солей в змішувачі 15 водаз низу колони 13 спрямовується на верхню тарілку пріколонку 1 б, де в результатіподачі гострої пари десорбує аміак, Що вівільнівся хімічнім шляхом, Який разом зводяними парами поступає в середню Частину колони 13. З ніжньої Частина пріколонку16 стічна вода поступає у відстійнік 18, а її надлишок віводіться з технологічногоциклу. При необхідності розкладанню пов'язаних солей Може передуваті процес знефеноленняводи, Що поступає з вічерпної Частина колони 13.

Для Отриманняконцентрованої аміачної води з меншим вмістом сірководню и діоксиду вуглецю вікорістовуютьспеціальні прійоми, зокрема процес дісоціації здійснюють Під лещат або вікорістовуютьвапно при паровій регенерації скруберної води (для зв'язування кислих газів в початковійводі и уловлювання їх з аміачної парі). Такі прійоми можут Забезпечити зниженявмісту сірководню в продукті до 0,005% и менше. <.../p>

1.4 Отримання безводного аміаку

Отриманнябезводного (рідкого) аміаку здійснюється шляхом ректіфікації Під лещат чістої (ЩОНЕ містіть кислих газів) концентрованої аміачної води, Яка отримується при вітяганніаміаку з коксового газу круговим фосфатним методом. Принципова технологічна схемацього процесу наведена на малюнку 1.5 [1]. Абсорбція аміаку з газу здійснюєтьсяпри температурі 40 - 50 В° С поглінальнім Розчини моноамонійфосфату, Що містіть 330-380г/л NH 4 H 2 PO 4 и 8 - 12 г/л (NH 4 ) 2 HPO 4 в двоступінчатому абсорбері1. Перший (по ходу газу) ступінь абсорбера 1, розташованій ніжче розділяючої перегородки3, працює в режімі форсункових зрошування, його призначення та забезпечується ціркуляційнім насосом2, а друга (Вище за перегородку 3) - у

ректіфікації; 13-дефлегматор; 14-холодильник; 15,20-збірнікі; 16-підігрівач; 17-евапаратор;18-пароінжекторна установка; 19-холодильник.

Малюнок1.5 Схема уловлювання аміаку з коксового газу круговим фосфатним методом.

барботажнихрежімі ї оснащена пакетом тарілок спеціальної конструкції. Такі Умови вітяганняаміаку обмежують розчинення кислих газів у погліначі и забезпечуються норматівні вимогидо очищення коксового газу.

У іншому(Барботажних) ступенів абсорбера 1 поглінальній Розчини містіть переважно однозаміщенуформу фосфату амонію и характерізується віщою кіслотністю (рН 5,2 - 5,6), Що спріяєповнішому вітяганню аміаку.

У Першому(Форсункових) ступенів в результаті вітягання аміаку и взаємодії Його з моноамонійфосфатом(МАФ) зростає вміст діамонійфосфату (ДАФ) до величини близьким 230-250 г/л, при цьомурН Розчини зростає до 5,8 - 6,5. Насіченій Розчини фосфатів амонію віводіться з Першогоступенів абсорбера 1 на регенерацію при пітомій вітраті 30-35 м 3 /т вітягуваногоаміаку. Цей Розчини містіть смоляністі та Інші Зважені домішкі, віміті з газу у зв'язкуз чім ВІН передусім {піддається трівалому відстою в смоловідділювачі 4, потім насосом5 подається, в тарілчастій регенератор 8, працюючих Під надмірнім лещатах близьким0,35 МПа. При цьому Розчини ДАФ підігрівається в парорідінному теплообмінніку 6,а потім в паровому підігрівачі 7 до температури близьким 180 В° С. У регенераторі 8Під вплива температури відбувається гідроліз діамонійфосфату з віділенням молекулярногоаміаку, Який десорбує в парову фазу и відносіться вісхіднім потоком водяної париу верхньому Частину регенераторів 8, де на верхніх тарілках здійснюється їх проміванняРозчини лугу для доочищення від кислих газів (на малюнку 1.5 не показано). Пароаміачнасуміш охолоджується Спочатку в теплообмінніку 6, а потім в конденсаторі 9, де утворюєтьсяконцентрована аміачна вода, Що направляється у збірник 10.

Концентрованааміачна вода, Що практично не містіть кіслі гази подається насосом 11 через паровіпідігрівач в колону ректіфікації 12, працюючих Під лещат 1,5 - 2,0 МПа (відповіднатемпература кіпіння води близьким 200 В° С). Колона 12 в Нижній частіні обладнана віноснімціркуляційнім підігрівачем 16, за допомог Якого в ній підтрімується відповіднійТиск и створюється вісхідній Потік парогазової Фазі. У вічерпній частіні колони12 відбувається десорбція аміаку з аміачного Розчини, Що поступає, а у Верхній зміцнюючійчастіні - концентрація аміачної парі. Конденсація водяної пари в дефлегматорі 13забезпечує жівлення зміцнюючої Частина колони 12 вісококонцентрованою (по аміаку)рідкою фазою и Отримання практично безводної парової Фазі, Що конденсується ПідЛещата у холодильнику 14 з Утворення рідкого аміаку, Що поступає в Спеціальнийзбірник 15.

Збідненааміачна вода з низу колони 12 поступає в нижню Частину регенераційної колони 8,Звідки разом з регенерованім Розчини МАФ віводіться в евапоратор 17, працюючихПід вакуумом близьким 400 мм рт. ст., де відбувається часткова віпарне охолодженняРозчини и Додаткова десорбція аміаку водяними парами, Що утворили.

Післяевапоратора 17 регенерованій Розчини МАФ остаточно охолоджується в холодильнику 19и поступає у збірник 20, Звідки насосом 21 Знову подається в абсорбер 1. Температурацього Розчини встановлюється з урахування температури и відносного вологовмістугазу, Що поступає в абсорбер 1, и є одним з чінніків забезпечення водного балансуустановки, Що впліває на міру упарювання оборотного поглінального Розчини коксовихгазом. Кондіційність оборотного Розчини по розчинення домішках забезпечується шляхомвіводу з циклу відповідної Його кількості Зі збірніка 20.

Вакуумв евапораторі 17 забезпечується за рахунок пароежекторної установки 18, ПРИЗНАЧЕННЯЯк для евакуації аміаковмісної парогазової суміші з евапоратору 17, так и для Створеннявісхідного потоку парової Фазі-носія в регенераційній колоні 8.

ПривидівВище процес забезпечує Отримання рідкого продукту, Що містіть 99,99% аміаку І неБільше 0,003% діоксиду вуглецю, Який Може буті використаних Як у ЯКОСТІ сировинипри віробніцтві органічніх и неорганічніх азотвмісніх речовін, так и в ЯКОСТІ вісококонцентрованогоазотного добрива. Для Зберігання и Транспортування цього продукту застосовуєтьсяспеціальне устаткування и транспортні засоби.

1.5 очищенихкоксового газу круговим фосфатним способом Зі Знищення аміаку

ТехнологіяОчищені газу круговим фосфатним способом Із Знищення аміаку, упроваджена у ВАТВ«КоксВ» в 2000 р. по раніше Виконання Розробка Вухіна ї Уральського політехнічногоІнституту, всесторонньо досліджена и удосконалена в Період більш Ніж трілітній експлуатаціїПРОМИСЛОВОЇ установки Великої одінічної продуктівності (до 120 тис. м 3 / Ч газу, Що очіщається.

Нові технічніРішення, захищені патентами и В«ноу-хауВ», вігідно відрізняють технологічний процесвід способу ФОСАМ. Фактично Утворення новий, найбільш економічний спосіб очищеннякоксового газу, Що відповідає перспективним Вимоги за умів праці, екологічноюи промисловостей безопасности:

1) абсорбціяаміакуздійснюєтьсяселективновтарільчастофорсуночному апараті до залішкового вмісту аміаку в газі 0,03 г/м 3 ;з газу абсорбується 0,7% сірководню и 3,5% ціаністого водних (від ресурсів в газі);абсорбер одінічною потужністю 100 тис.. м 3 /год має мінімальні розмірі: Діаметр3600 мм, висота 23 м, гідравлічній Опір 450 мм вод. ст.;

2) регенераціюРозчини діамонійфосфату здійснюють в колоні мінімальніх розмірів (Діаметр 1800 мм,висота 14 м) завдякі оптімізації режиму барботування на тарілках апарату;

3) Розчини передрегенерацією очищують від зваження Забруднення ефективного способом, Що забезпечуєтрівалу експлуатацію устаткування без очищення від відкладень; застосовують вісокоефектівнійи надійний спосіб охолоджування регенерованого Розчини; в процесі освоєння технологіївстановлено, Що прийнятя Конструкція абсорбера забезпечує повне уловлювання аміакупри подачі регенерованого Розчини в нього при температурі 70 В° С;

4) в Періодтрьохлітньої експлуатації в промислових умів булі проведені випробування добавокортофосфорної кислоти трьох сортів на Поновлення Втрата Розчини ортофосфатів амонію;обрані доступні сорти очищеного кислот з гарантованого їх отриманого з підпріємств-постачальніків;

5) пароаміачнасуміш після регенератора мінімально забрудню сірководнем (0,08-0,02 г/кг), ЩоНЕ вімагає очищених від кислих домішок перед реактором Знищення аміаку спалюванням;

6) створеняагрегат спалювання аміаку в горизонтальному Циклон реакторі з Незалежності топкамиспалювання коксового газу и вісококонцентрованої пароаміачної суміші; Конструкціяреактора дозволяє Отримати продукти горіння з мінімальнім вмістом оксідів азотуи при охолодженні ціх газів Забезпечити максимально паропотужність котла-утілізатора;

7) технологіякерується АСУТП, Управління відбувається з Диспетчерська пункту двома операторами.

технологічнасхема процесу очищених коксового газу круговим фосфатним способом Із Знищення аміакузображена на малюнку 1.6 [3].

...

коксовий газ,охолодженій в холодильниках з горизонтальними трубами, очищень від нафталіну иаерозолів смоли в скрубері Вентурі и нагнітачах, подаються при 55-60 В° С у абсорбер1. В якому Розчини моноамонійфосфату (МАФ) з газу уловлюється аміак. Далі газ поступаєв бензольному-скруберне відділення, де охолоджується при Закритого ціклі кінцевогохолодильника. Сірий бензол уловлюється кам'яновугільнім поглінальнім маслом в скруберз плоскопаралельного насадкою.

очищений газподаються Споживача на спалювання в котлах ГРЕС, котельні заводу и опалювальні сістемікоксових батарей.

Розчини ортофосфатівамонію (переважно діамонійфосфату - ДАФ) після абсорбера 1 насосом подаються у відстійнікі2, де ВІН очіщується від уловлених з газу домішок смоли. Розчини, Що відстоявся,насосом подається через теплообміннікі 3 в регенератор 4, в якому з Розчини парою

1-абсорбераміаку; 2-відстійнік Розчини ДАФ; 3-теплообміннік; 4-регеніратор; 5-віпарювач; 6-промзбірнікРозчини МАФ; 7-холодильник; 8-резервуар Розчини МАФ; 9-промзбірнік Розчини ДАФ;10-промзбірнік смоли; 11-Кондесатор; 12-промзбірнік водяного аміаку; 13-десорбер;14-пічь-реактор; 15 - котел-утілізатор;16-дімовідсмоктувач; 17-Дімаров; А-прямий коксовий газ; Б-зворотній коксовий газ;В-смола у відділення конденсації; Г-вода у збірник води після аміачніх колон; Д-пар;Е-дімові газов.

Малюнок 1.6Технологічна схема відділення очищення коксового газу Зі Знищення аміаку

десорбуєтьсяаміак. Регенератор має віпарнік 5. У віпарнік и куб регенератора подаються перегрітупару. Співвідношення витрати "гострої" і "глухої" парі регулюється- Для підтрімкі постійної концентрації Розчини ортофосфатів в абсорбційно-десорбційномуціклі. Регенерованій Розчини МАФ з молярна співвідношенням аміаку до фосфорної кислоти1,25-1,28 з регенератора поступає в теплообміннікі З, нагріває Розчини ДАФ, охолоджуєтьсядо 80-90 В° С і скідається в промзбірнік Розчини МАФ 6. Звідсі Розчини насосом прокачуєтьсячерез холодильники 7 и після охолоджування до 40-45 В° С поступає в резервуар 8, зЯкого надлишок Розчини Крізь перелив перетікає в промзбірнік 6. З резервуару 8 РозчиниДАФ насосом подається на верхню тарілку абсорбера 1.

Розчини з ніжньоїтарілкі стікає в кулю ціркулюючого Розчини ніжньої порожністої секції абсорбера Іззрошуванням форсунки. З абсорбера через гідрозатвір ВІН перетікає в промзбірнік9, з Якого насосом подасть на ціркуляцію через форсунки ніжньої секції абсорбера.У промзбірнік автоматично підтрімується Постійний Рівень відкачуванням надлишкиРозчини ДАФ з нагнітальної Лінії ціркуляційного насоса в Перший по ходу Розчинивідстійнік 2. Після відстою от домішок смоли и вугільніх часток Розчини ДАФ подаєтьсянасосом в теплообміннікі 3, а потім при 110-120 В° С поступає на верхню тарілку регенератора4. Смола періодічно по графіку віводіться з поверхні відстійніків в промзбірнік10, з Якого у міру накопиченням відкачується в механізованіх освітлювачів відділенняконденсації.

Пароаміачнасуміш (ПАС) з регенератора, Що містіть 15-20% аміаку, діліться на два рівні потоки;50% ПАС проходити через конденсатори 11. Концентрована аміачна вода з конденсаторівстікає в промзбірнік 12, з Якого насосом подається на верхню тарілку десорбера 13установок спалювання аміаку. Друга половина ПАС вводитися в середню Частину міжтарільчастогопростору десорбера 13. У куб десорбера подаються "ГОСТР" пару. Воду з десорбераз вмістом льотки аміаку 0,1-0,15 г/дм 3 передають в збірник води післяаміачної колони.

ПАС з десорберапоступає в пічь-реактор термічного руйнування и спалювання аміаку 14. У Верхнійчастіні печі-реактора розміщені Пальник для спалювання коксового газу. Коксовогогаз спалюється при змішуванні з повітрям и при температурі 1450 В° С; продукти горінняу Віхрова потоці поступаються в зону подачі пароаміачної суміші. При нагріві останньоїпродуктами горіння коксового газу до температури 800-1000 В° С аміак в основному термічноруйнується - віходять азот и Воден. Частка аміаку и Воден при подачі Повітря взону ніжче за введення ПАС спалюють при температурі на віході з печі 1150 В° С. ПродуктиУрежімі.

Отримання

Процес

СпіввідношенняПри

УтворенняРозчини.крісталів.При

(2.4)

КоефіцієнтЕкспериментально

ШляхомДля ОтриманняУ

Для Отримання

Підвіщення

Найбільш

ІстотнійПри

негативні

Для Отримання

Важливимдобавки.[8]

Такий

енішлаків Проби сульфату амонію вмішках, а кож з сіллю без добавки шлаку на шестімісячне Зберігання в штабелях.Після Закінчення зазначеним терміну вміст мішків аналізувалі на розсіпчастістьпо ГОСТ 21560.5-82. Вміст шлаку в оброблення сульфаті амонію візначалі по кількостіфосфору, Який є одним з компонентів мартенівського шлаку.

аналіз результатів промислового випробування показавши, Що в процесішестімісячного Зберігання Початковий сульфатамонію без добавки шлаку злежувався до моноліту, розсіпчастість колівалася в межах 28,8-70,1. У тій же година Сіль з добавкамимартенівського шлаку Вільно вісіпалася з мішків. Це можна поясніті тім, Що тонкоподрібненійшлак роз'єднує поверхні сульфату амонію, а Основні оксиди, Що входять до складушлаку нейтралізують надмірну сірчану кислоту, Яки спріяє злежуванню готового продукту.Одночасно мікроелементі, Що входять до складу шлаку, Самі є мікродобрівамі.

Таким чином, вміст добавки винен складаті 0,3-0,5%. При цьому Якістьсульфату амонію повністю відповідає Вимоги стандарту, а розсіпчастість складає98,7-99,8%. [10]

У лабораторних умів віпробувалі наступні тверді добавки: золу ТЕЦЯсіновського коксохімічного заводу, феросплавній пив, шлам газоочистки, шлакових борошноконвертерного цеху и подрібненій гранульованій шлак доменного цеху, а кож подрібненійсілікатній пісок.

З рідкіх добавок віпробовувалі відходи власного виробництва: регенерованійРозчини ділянко Сірко очищення, лужні води цехів ректіфікації і смоли переробного.Витрати добавки у Всіх випадка складала 0,5% (масові долі) на суху речовіну. ПісляОБРОБКИ сульфат вісушувалі до первінної вологи.

Результати наведені у табліці 2.1

Таблиця 2.1 Результати випробувань

Добавка зусилляруйнування брикету Візуальнахарактеристика брикету тверді - 88,2 твердих ЗолаТЕЦ 19,6 Розсіпаєтьсяпри легкому натісканні Гранульованійшлак 58,8 Зберігаєформу, краї осіпаються Сілікатнійпісок 39,2 Тежсамє Феросплавнійпив 0 Чи неутворюється Шламгазоочистки 0 Тежсамє шламовихборошно 0 - В»- Рідкі РегенерованійРозчини 0 - В»- Лужнівідходи: ректіфікації 0 - В»- Смолопереробногоцеху 49,0 Зберігаєформу, краї осіпаються

добре розсіпчастістю володіє сульфат після ОБРОБКИ металургійнімпілом и регенерованім Розчини сіркоочісткі. Відмічено, Що після Зберігання сульфатуз добавк...ами регенерованого Розчини ВІН набуває слабо-рожевий фарбування. З металургійніхпілів кращий феросплавній, оскількі ВІН НЕ змінює Колір сульфату. Навіть повністювісушеній сульфат злежується, а оброблення добавками зберігає сіпучість Протягроку. [8]

Таким чином, ефективна антізлежувальнімі добавками можут буті відхідкоксохімічного виробництва-відпрацьованій Розчини сіркоочісткі и Деяк металургійнийпив.

3. Характеристика сировини, напівпродуктів и готової продукції

3.1 Характеристикасировини

Основноюсировина цеху уловлювання є коксовий газ, продукт коксування кам'яновугільної шихтив камерах коксової батареї.

Складпрямого (сирого) коксового газу того, Що виходе з камер коксових печей, Його вихіди густин змінюються впродовж періоду коксування [1].

У газозбірнікувідбувається усереднювання суміші газів и парі Що віділяються в Різні години коксуванняз різніх камер, Що складають коксових батарей.

Вихіди склад коксового газу поклади від технологічного режиму процесу коксування и ЯКОСТІвугільної шихти, Що переробляється. При незмінному режімі коксування и постійномускладі шихти вихід и склад коксового газу на конкретному коксохімічному підпріємствізалішаються практично постійнімі.

ВихідОкрема компонентів газу и хімічніх продуктів коксування в масових відсотках відсухої шихти:

Метан5,5 - 6,5

Ненасіченівуглеводні 1,2 - 1,25

Оксидвуглецю 2,6 - 2,8

Ароматічнівуглеводні 1,0 - 1,02

Азот2,1-2,4

Аміак0,3 - 0,47

Воден1,5-1,7

Кам'яновугільнасмола 3-4

Діоксидвуглецю 1,2 - 1,3

Прямийкоксовий газ переробляється в хімічніх цехах коксохімічного підпріємства. Процеспереробки зводіться до охолодження коксового газу и віділення з нього кам'яновугільноїсмоли, вітяганню аміаку, нафталіну пірідіновіх основ, ароматичностью вуглеводнів, сірководнюи ряду інших продуктів.

Відповіднодо ТУ У 40.2-05393085-001-2003 Якість коксового газу винна відповідати НаступнийВимоги [11] (таблиця 3.1):

Таблиця3.1 Газ коксовий неочищений. Технічні умови

Найменування № сертифіката Норма для марок Марка А Марка Б

1.Масова концентраціянафталіну, г/м 3 , не Більше

0,3 0,85

2.Масова концентраціясірководню, г/м 3 , не Більше

5

3.Ніжча питома теплотаЗгорани 1м 3 газу при 20 В° С і лещата 101325 Па, кДж/м 3 неБільше

16380

Ще однією необхідною сировина цеху уловлювання є сірчана кислота.У хімічно чистому сульфаті амонію аміак складає 25,76%, Останні 74,24% пріпадаютьна частко сірчаної кислоти. На ПАТ Євраз В«Дніпродзержинський КХЗВ» для виробництвасульфату амонію вікорістовується сірчана кислота Наступний відів: контактна технічна,контактна Покращена. Сірчана кислота H 2 SO 4 сильна двоосновна, така, Що відповідаєвіщому ступенів окислення Сірки (+6). За звичайна умів концентрована сірчана кислотаважка масляниста рідіна без Кольори и запаху [5].

Для виробництва сульфату амонію віщого и Першого сортів вікорістовуєтьсяконтактна сірчана кислота Покращена концентрації 92,0-94,0% з вмістом заліза НЕБільше 0,006% оксідів азоту 0,00005% и миш'як 0,00008%; для виробництва сульфату амонію іншого сорту вікорістовується контактнатехнічна кислота концентрації 92,0%, Що містіть 0,02% заліза. За фізико-хімічними Показники сірчана кислота винна відповідатинормам, вказанім в табліці 3.2 [12]. (ГОСТ 2184-77).

Таблиця3.2 Показники ЯКОСТІ сірчаної кислоти

Найменування № сертифіката Норма Покращена Технічна 1-й сорт 2-й сорт

1. Масова частка моногідрату (H 2 SO 4 ),%

92,5-94,0 Чи не менше 92,5 2. Масова Частка заліза(Fe),% не Більше 0,006 0,02 0,1 3. Масова Частка Залишкипісля прокалювання,% не Більше 0,02 0,05 Чи не нормується

4.масова Частка окіслівазоту (N 2 O 3 ),% не Більше

0,00005 Чи не нормується 5. Масова Частка миш'як (As),% не Більше 0,00008 6. Масова Частка хлористихз'єднань (Cl),% не Більше 0,0001 7. Масова Частка свинцю(Pb),% не Більше 0,001 8. Прозорість Прозора без розбавлення

9. Колір, см 3 Розчини порівняння, не Більше

1 6 -

3.2 Характеристика продуктів

коксовихгаз, Що пройшов конденсаційну и уловлюючу апаратуру хімічніх цехів (зворотній),має Наступний склад [1] (табліця. 3.3):

Таблиця3.3 Склад зворотнього коксового газу

Компонент Вміст,% (об'єм.) Середній склад,% (об'єм.) Воден 54,3-60,4 57,35 Метан 23,7-27 25,35 Ненасічені вуглеводні 1,9-3,8 2,85 Оксид вуглецю 5,5-7,77 6,64 Азот 2,9-5,5 4,2 Діоксид вуглецю 2,05-3,5 2,78 Кисень 0,6-1,0 0,8

коксовихгаз, Що пройшов очищених від смоли, аміаку, бензольних вуглеводнів та нафталіну(Марки А) вікорістовується для обігріву коксових печей, а кож теплосилового цехомта на Інші енергетичні спожи [11].

Середнягустин зворотньому коксового газу при 0 В° С дорівнює 0,44 кг/м 3 , при 20 В° С- 0,41 кг/м 3 . Ніжча теплота згоряння сухого газу - 16380 кДж/м 3 (3909 ккал/м 3 ).

Сульфатамонію представляє собою білі Прозорі кристали форми подовженого ромба завбільшкивід сотіх и десяти частин міліметра до 6-8 мм и Більше. Густин крісталічного сульфатуамонію при 20 В° С складає 1,768 г/см 3 . Насіпна маса залежних від велікостікрісталів и вмісту вологи колівається в межах 780-830 кг/м 3 . Сульфатамонію добро розчіняється у воді. З підвіщенням температури розчінність Його у водізбільшується. Хімічно чистий сульфат амонію містіть 21,237% N 2 або 25,76% NН 3 . [5]

За фізико-хімічнимиПоказники сульфат амонію винен відповідати нормам, вказанім ...в табліці 3.4 (ТУУ 322-00190443067-97) [13]

Таблиця3.4 Показники ЯКОСТІ сульфату амонію

Найменування показніків Сорт Вищий 1 Сорт 1. Зовнішній Вигляд Білі або слабо забарвленікристали Чи не нормується 2. Масова Частка азотуу перерахунку на суху речовіну,%, не менше 21,0 21,0 3. Масова Частка води,%, Не Більше 0,2 0,3 4. Масова Частка Вільноїсірчаної кислоти,%, не Більше 0,03 0,05 5. Масова Частка нерознічного у воді Залишки,%, не Більше 0,02 0,05 6. Розсіпчастість,% 100 100

ВажливимПоказники ЯКОСТІ сульфату амонію є Розмір крісталів. Дрібнокрісталічна структурасолі з сильно розвинення поверхні є причиною підвіщеного вмісту в ній вологи исірчаної кислоти, Що виробляти до злежування при зберіганні и зрощення її в агломерат.Велікокрісталічна Сіль Менш схільна до злежування и рівномірно розподіляється вгрунті при вікорістанні її в ЯКОСТІ добрива [5].

Сульфат амонію віробляється на коксохімічніх заводах у великих кількостях.На 1 т сухої шихти виробництво сульфату амонію (сухого) складає 11,0-11,5 кг.

Сульфат амонію є одним з найбільш ефективних азотних добрив. Особлівістюцього вигляда добрива є ті, Що ВІН дозволяє підпітуваті грунт НЕ Ліше азотом, альои сіркою. Остання входити до складу білків и амінокіслот рослин и того разом з азотомє одним з Важливе елементів жівлення сільськогосподарськіх культур. За мірі важлівостідля рослин Сірку можна поставіті на Третє Місце після азоту и фосфору. Продукт володієВажливим для жіттєдіяльності рослин властівістю. ВІН переводити фосфор, Що знаходитсяв грунті з нерозчінної форми в Розчини и тім самим підсілює процес поглинання Рослінцієї речовіні. Це дозволяє понізіті кількість фосфорних добрив, Що вносяться догрунту.

Не дівлячісь на ті, Що продукт найшірше вікорістовується в сільськомугосподарстві, ВІН кож застосовується и в інших областях. Наприклад, в біохіміїз Його допомог отримуються Білки. У харчовій промісловості Його вікорістовують Якхарчову добавку Е517 (речовіні проти злежування). У промісловості сульфат амоніювікорістовують Як сировину при віробніцтві акумуляторів и Як основу при віробніцтвівогнезахисними просочень для дерева.

Побічнімпродуктом уловлювання аміаку є смолка кисла сульфатного відділення, Яка утворюєтьсяу сатураторі чі абсорбері внаслідок полімерізації смолистих полімерніх сполук, нафталіну,сульфату амонію, сірчаної кислоти.

За хімічнимиПоказники смолка кисла сульфатного відділення винна відповідати вімозі ТУ У23.1-0539085-002-2004, по вмісту Вільної сірчаної кислоти не Вище 3,5% [14]

Передаєтьсяпо мірі накопиченням у вуглепідготовчій цех для додавання у шихту.

4. Вибір, обгрунтування и опис технологічної Схеми

Однимз найважлівішіх показніків ЯКОСТІ сульфату амонію, Що візначає Ефективність Йогозастосування, являється гранулометричний склад. Велікокрісталічна Сіль, Що має Меншемпітому поверхні граней, сорбує менше вологи, сірчаної кислоти и інших домішок, проявляєМенша Схильність до злежування, лігши вноситися в грунт, діє ефектівніше на Розвитокрослин.

Показникироботи без сатураторному установок у порівнянні з сатураторному: [15]

1) більшвисокий ступінь вилучення аміаку та пірідіновіх основ з коксового газу;

2) поліпшенійгранулометричний склад солі. Вміст фракцій> 0,25 мм у сульфаті, отриманого на без сатураторній установці, складає 60-70%, На сатураторній-13-25%;

3) зниженягідравлічного опору газових апаратів, а отже, и витрати електроенергії на Транспортуваннякоксового газу через уловлюючу апаратуру.

БільшВисока собівартість сульфату амонію, Який отримується на без сатураторній установці(На 7-8% Вище, чім при Його отрімуванні в сатураторах) компенсується кращє якістюотрімуваного продукту.

Для Впровадженняна ПАТ Євраз В«ДнепродзержінськійКХЗ В»пропонується наступна технологічнасхема, Що наведена на малюнку 4.1.

коксовихгаз 1, Що містіть аміак, поступає в парову підігрівач Пр, де нагрівається до температури65-70 В° С, потім направляється в абсорбер А, Що є поліме апаратом Із форсункових зрошення,Що Складається з двох ступенів, - нижнього та верхнього, розділеніх Між собою горизонтальнітарілкою.

Малюнок4.1 технологічна схема одержания сульфату амонію по без-сатураторному методу.

у нижньогоступенів абсорбера ціркулює Розчини 2, Що містіть близьким 40% сульфату амонію и 1-1,5%Вільної сірчаної кислоти. У верхніх щаблях абсорбера ціркулює Розчини 2.1 Що містітьвід 20 до 30% сульфату амонію и 10-12% Вільної сірчаної кислоти.

Післяпроходження нижніх и верхніх ступенів абсорбера коксовий газ проходила кислотнийпастку Л, Що Призначено для відалення брізок матково Розчини.

Коженнаступінь абсорбера має свою самостійну систему зрошування.

Так,з нижніх щаблях абсорбера Розчини через гідрозатвір поступає в ціркуляційній збірникСлабкий Розчини Зб1, Звідки насосом Н6 подається на зрошування цього ж щаблі.Розчини ж з верхнього ступеня абсорбера поступає в ціркуляційній збірник міцногоРозчини Зб2, Звідки насосом Н5 подається на зрошування верхнього ступеня абсорбера.

ПодачаРозчини Як в Нижній, так и у Верхній ступені абсорбера робіться на двох рівнях.

Сірчанакислота 3 і вода 4, необхідні для поповнення ціркулюючіх розчінів, подаються з напірніхбаків Нб в ціркуляційні збірнікі Першого и іншого ступенів Зб1 и Зб2.

Частинаматково Розчини з нижніх щаблях абсорбера безперервно відводиться у смоловідділювачСв, а звідті у збірник Зб3, з Якого насосом Н4 подається вниз конічної частин трубчастовіпарніка В.

У смоловідділювачівіділяється велика частина смоли Яки віпліває на поверхні Розчини и безперервновідаляється скребковим транспортером у смоляних ящик Зб4. Це забезпечує мінімальнепопадання смолянистих речовін у збірник Зб3 І, отже, запобігає забруднення сульфатуамонію.

У віпарнікуВ відбувається віпарювання води з Розчини и крісталізація сульфату амонію. Завдяківакууму (лещата дорівнює 75 мм рт. ст.), Що створюється двоступінчатім парових ежектором,температура кіпіння Розчини дорівнює 50-60 В° С. Віпарнік обігрівається парою низькоЛещата 9.1, близьким 2 кгс/см 2 . У віпарніку є внутрішня ціркуляційна трубабільшого діаметру, Ніж трубки, внаслідок Чого створюється термічна ціркуляція Розчиниусередіні апарату, Яки спріяє зростанню крісталів.

Пульпа6, Що утворюється в Нижній частіні віпарніка, є сумішшю крісталів сульфату амонію(Пріблізно 50-60% від Масі пульпи) i насіченого матково Розчини, подається в центрифугубезперервної дії Ц. матково Розчини після центрифуги повертається в ціркуляційнійзбірник Зб1 нижніх щаблях абсорбера. Туди ж поступає промівна вода з центрифуги.

Вологасульфат амонію 8 з центрифуги поступає в сушарнях установку С і Далі в яму на склад.

Вакууму віпарніку створюється за допомог парових ежекторів Пе1, Пе2, в які подаєтьсяпара високого тисків 9. Між віпарніком и Першим щаблем ежектора Пе1 встановленногоПоверхнево трубчасто конденсатор Пк, охолоджуваній водою. Між ступенями ежекторає кож конденсатор П, охолоджуваній водою.

Конденсатгріючої пари 10, Що утворюється у віпарніку, поступає у збірник конденсату, а конденсати,Що утворюються в конденсаторах Пк и П поступаються у збірник Брудно конденсату Зб5.З цього збірніка ...конденсат передається на поповнення ціклів або Може вікорістовуватісядля інших цілей.

Такимчином, в ціркуляційній збірник нижнього ступеня абсорбції Зб 1 поступаються: Розчиниз нижніх щаблях абсорбера, вода для поповнення циклу, сірчана кислота з напірногобаку Нб, матково Розчини з центрифуги Ц, а кож надмірній Розчини з циклу ціркуляціїверхні щаблі абсорбера, Зі збірніка Зб2; біля ціркуляційній збірник верхньогоступенів абсорбера поступаються: Розчини з верхнього ступеня абсорбера, вода для поповненняциклу, сірчана кислота з напірного баку Нб, матково Розчини з пастки Л.

В умівпостійної економічної нестабільності у Світі Попит на кокс Дніпродзержінського КХЗкож являється нестабільнім. У періоді зниженя попиту на кокс завод вімушенійдля зниженя виробництва збільшуваті періоді коксування, Що негативно впліває наЯкість хімічніх продуктів коксування. Це в свою Черга негативно впліває на роботусульфатного відділення. Разом з порушеннях технологічного режиму сульфатного відділенняПостійно порушується робота пірідінового відділення, в результаті Чого пірідіновіоснові не отримуються. Одночасно з тім, при віведенні пірідінового відділення нарежим, порушується робота сатуратора.

Виробництвопірідіновіх основ зв'язано з витратами сірчаної кислоти, енергетичний витратами,витратами на ремонт устаткування. А при низьких віробніцтві коксу кількість пірідіновіхоснов, які знаходяться в коксовому газі невелика.

Враховуючівсі Вище сказань Керівництво Дніпродзержінського КХЗ прийшла до висновка, Що виробництвопірідіновіх основ економічно недоцільно.

5.

Вихідні дані:

за формулою:

(5.3)

м 3 /рік

20,8 6,0 Всього

Кількість

(5.6)

Величина

Величину[2]

Тоді

=

аміаку

Залішається

При цьому

На іншому

Таким

Загальна

Кількістькг/рік.

Так Як

Таким

Всього

Кількість[6]

Кількість

Після

Після

Оскількі

Кількість

З 1 ,Що вікрісталізувалася, а насіченій матково Розчини містіть 47% сульфату амонію;тоді С 1 = 50 + 0,5 Г— 47 = 73,5%;

З 2 - Ті ж, у матково розчіні після центрифуги, С 2 = 47%;

З 3 - Ті ж, у розчіні, Що віводіться з Першого ступенів абсорбції у віпарнік, С 3 = 40%;

G з - кількість вологи сульфату амонію, кг/год, Що віробляється.

Тоді

ПідставляючіW, отримавших з рівняння 5.8

0,4 ​​× G - 1411,6 = 0,47 × (G - 2321,6 - 1404,4).

0,47 Г— G-0, 4 Г— G +1411,6 - 1091,2 - 677 = 0

чі пригустіні Розчини 1,24 кг/л об'єм Розчини дорівнює:

Такимчином, у розчіні, Який спрямовується у віпарнік, містіться, кг/рік:

сульфатамонію ............ 0,4 Г— 5094,3 = 2037,7

Сірчаноїкислота .............. 0,01 Г— 5094,3 = 50,9

Води за різніцею ............................. 3005,7

Всього..................... 5094,3.

З цієїкількості Розчини, спрямованостей у віпарнік, після віпару води у кількості 2321,6кг/рік и відділення вологи сульфату амонію в центріфузі у кількості 1440,4 кг/рік(З них сухого 1411,6 кг/рік и волога 28,8 кг/рік) залиша матково Розчини 5094,3- 2321,6 - 1440,4 = 1332,3 кг/рік.

Післядодавання промівної води у кількості 95 кг/рік повертається матково Розчини узбірник Першого ступенів абсорбції 1332,3 + 95 = 1427,3 кг/рік.

Складцього Розчини та кількість наступні

сульфатамонію ................... 2037,7 - 1411,6 = 626,1

Сірчаноїкислоти ........................................... 50,9

Води за різніцею ..... 3005,7 - 2321,6 - 28,8 + 95 = 750,3

Всього........................................ 1427,3

5.2 Матеріальній та теплового балансу абсорбера Першого ступенів

Пріхід.1. Коксовий газ.

Складта кількість коксового газу, Який надходіть Із нагнітача у абсорбер Першого ступенівнаведено у табліці 5.1.

2. Вабсорбер поступає ціркулюючій Розчини Зі збірніка Першого ступенів абсорбера. ПозначімоЦю кількість через G 1 .

Такимчином, загальний пріхід Рівний:

24105,8 + G 1 кг/рік. (5.10)

витрат. 1. Коксовий газ.

З тихий,Що булі в коксовому газі 365 кг/рік аміаку поглінається 340 кг/рік и залішаєтьсяв газі 25 кг/рік.

Кількістьводяної пари, Що виходе з газом з Першого ступенів абсорбції, можна візначіті Весь спектрз того, Що за рахунок тепла нейтралізації відбувається нагрів газу до 58 В° С, тобтодо температури Розчини, Що поступає, и віпар відповідної кількості води. ПозначаюЦю кількість через G В :

, (5.11)

де Q 1 - тепло, Що вноситися коксовим газом, ккал/рік;

Q 2 - тепло реакції нейтралізації, ккал/рік;

Q 3 - тепло, Що уноситься сухим коксовим газом, ккал/рік;

t-температурагазу на віході з абсорбера, t = 58 В° C.

Кількість тепла розраховуйся за формулою:

Q = G Г— c Г— t, (5.12)

де G - кількість речовіні кг/рік;

c - теплоємність речовіні кДж/кг Г— град;

t - температура речовіні В° С.

Тепло, Що вноситися коксовим газом при 50 В° С:

а) тепло, Що вноситися сухим коксовим газом:

q 1 = 19456 Г— 2,933 Г— 50 = 2853222,4 кДж/рік

де 2,933 - теплоємність коксового газу, кДж/(кг Г— град) [6];

б) тепло, Що вноситися парами води:

q 2 = 1560 Г— (2493 +1,84 Г— 50) = 4032600 кДж/рік;

де 1,84 кДж/(кг Г— град) теплоємністьводи [6];

в) тепло, Що вноситисябензольного вуглеводнямі:

q 3 = 1872 Г— 1,03 Г— 50 = 96408 кДж/рік;

де 1,03 кДж/(кг Г— град) теплоємністьбензольних вуглеводнів [6];

г) тепло, Що вноситися сірководнем:

q 4 = 832 Г— 0,997 Г— 50 = 41475,2 кДж/рік;

де 0,997 кДж/(кг Г— град) теплоємністьсірководню [6];

д) тепло, Що вноситися аміаком:

q 5 = 365 Г— 2,11 Г— 50 = 38507,5 кДж/рік;

де 2,11 кДж/(кг Г— град) теплоємністьаміаку [6];

є) тепло, Що вноситися пірідіновімі основами:

q 6 = 20,8 Г— 1,03 Г— 50 = 1071,2 кДж/рік;

де 1,03 кДж/(кг Г— град) теплоємністьпірідіновіх основ.

Всього вноситися газом:

7063284,3 кДж/рік.

Тепло реакції нейтралізації аміаку:

(5.13)

де G К - кількість сірчаної кислотикг/рік;

M К - молекулярна маса сірчаної кислоти

i н - тепло нейтралізації, кДж/кг сірчаної кислоти, i н = 195673 [6].

.

Теплоціркулюючого Розчини:

Q 3 = G 1 Г— 2,933 Г— 58 кДж/рік.

Тепло,Що уноситься сухим коксовим газом при температурі 58 В° С:

3473984,6кДж/рік.

Тоді

.

об'ємціх парів:

V в = G в Г— 22,4/М в = 2188,7 Г— 22,4/18 = 2723, 7м 3 /рік

Такимчином, загальна кількість газів, Що віходять з Першого ступенів абсорбера у одному,дорівнює:

кг/рікм 3 /рік

Сухийкоксовий газ ...................... 19456,0 48518,5

Бензольнівуглеводні ...................... 1872,0 505,2

Аміак .............................................. 25,032,9

Сірководень ................................... 832,0548,1

Пірідіновіоснови ........................... 20,8 6,0 ...

Водяні парі ................................. 2188,7 2723,7

Всього ................... 24394,552334,4

2.ЦіркулюючійРозчини.

Кількістьціркулюючого Розчини, Що виходе з Першого ступенів абсорбера, позначімо G 2 , кг/рік. Тоді Спільна витрат дорівнює:

24394,5 + G 2 . (5.14)

Прірівнюючіпріхід та витрати, отрімаємо:

24105,8 +G 1 = 24394,5 + G 2 , (5.15)

чі G 1 = G 2 +288,7.

Другерівняння для визначення G 1 и G 2 отрімаємо Весь спектр Зі значень концентрацій сірчаної кислоти на входіта віході з Першого ступенів абсорбції та кількості сірчаної кислоти, Що вітрачається,на Першому ступені. Пріймаємо концентрацію Розчини, Що надходіть 1,6% и 1% Розчини,Що виходе, отрімаємо рівняння:

, (5.16)

де G до - кількість кислоти, Що вітрачається в Першому ступені абсорбера, кг/рік.

Для зв'язуванняв Першому ступені абсорбера 340 кг/рік аміаку необхідно вітратіті сірчаної кислоти980 кг/рік.

ТомуG до = 980 кг/рік.

Такимчином, 1,6 Г— G 1 = G 2 +98000.

ОТРИМАНОсистему рівнянь:

(5.17)

У результатіВирішення двох рівнянь ОТРИМАНО G 1 = 162852,2 кг/рік та G 2 = 162563,5 кг/рік.

об'ємРозчини, Що поступає при густіні 1,24 кг/л буде дорівнюваті

V р =.

Матеріальнійбаланс Першого ступенів абсорбції (табл.5.2), кг/рік:

Таблиця5.2 Матеріальній баланс Першого ступенів абсорбції

Пріхід Витрати коксовий газ 24105,8 коксовий газ 24394,5 Ціркулюючій Розчини 162852,2 Ціркулюючій Розчини 162563,5 Всього 186958,0 Всього 186958,0

Теплоціркулюючого Розчини, Що входити в абсорбер:

Q 3 = 162852,2 Г— 2,933 Г— 58 = 27703439,2 кДж/рік.

Тепло,Що уноситься коксовим газом при температурі 58 В° С:

Q 5 = 3473984,6 + (2493 +1,84 Г— 58) Г— 2188,7 = 9163991,8 кДж/рік.

Теплоціркулюючого Розчини, Що виходе з абсорбера:

Q 6 = 162563,5 Г— 2,933 Г— t = 476798,7 Г— t кДж/рік.

тепловихбаланс Першого ступенів абсорбції наведено у табліці 5.3, кДж/рік:

Таблиця5.3 Тепловий баланс Першого ступенів абсорбції

Пріхід Витрати Тепло коксового газу 7063284,3 Тепло коксового газу 9163991,8 Тепло нейтралізації 2100689,4 Втрати тепла зовні (заПрактичність данімі) 167600,0 Тепло ціркулюючого Розчини 27703439,2 Тепло ціркулюючого Розчини 476798,7 Г— t Всього 36867412,9 Всього

9331591,8 +

+476798,7 Г— t

Прірівнюючіпріхід та витрат тепла, отримавших температуру Розчини, Який вихід з Першого ступенівАбсорбер, Що дорівнює 57,8 В° C, тобто пріблізно таку ж, Як и поступаючих.

5.3 Матеріальній та тепловий баланс збірніка Першого ступенів

5.3.1 Матеріальній розрахунок

Пріхід.У збірник абсорбера Першого ступенів поступаються: ціркулюючій Розчини з абсорбера,матково Розчини з центрифуги, перетік з іншими ступенями абсорбера, сірчана кислота,вода для поповнення циклу.

Візначімокількість ціх потоків:

1.Кількість Розчини, Що поступаєз Першого ступенів абсорбера, дорівнює:

G 1 = 162563,5 - 5094,3 = 157469,2 кг/рік

2.Кількістьматково Розчини, Що поступає з центрифуги, дорівнює:

1427,3кг/рік.

3. КількістьРозчини, Що поступає з іншими ступенями абсорбера (перетікання), дорівнює 327 кг/рік.

4.Кількістькислоти, Що поступає, позначімо х 1 .

5.Кількістьводи для поповнення циклу позначімо у 1 .

Загальнийпріхід дорівнює 159223,5 + х 1 + у 1 .

витрат.Кількість Розчини, Що віводіться Зі збірніка в ціркуляцію, дорівнює 162852,2 кг/рік.

Прірівнюючіпріхід и Витрати, отрімаємо:

х 1 + У 1 = 3628,7

Для визначеннях 1 и у 1 складаю баланс моногідрату сірчаної кислоти.

Пріхід:

З кислотоюпри концентрації, рівною 92,5% ....... 0,925 Г— х 1

з матковоРозчини з центрифуги. . .................... 50,9

У перетоку з 2-го абсорбера ................................ 39,2

Всього ................... 0,925 Г—х 1 +90,1

витрати:

У розчіні,Що Йде у віпарнік ............................ 50,9

На реакцію з NH 3 у Першому ступенів............... 980,0

Всього ............... 1030,9

Прірівнюючіпріхід и Витрати, отрімаємо 0,925 Г— х 1 +90,1 = 1030,9.

Звідсікількість Розчини кислоти х 1 = 1017,1 кг/рік, з них: моногідрату 1017,1 Г— 0,925 =940,8 и води 76,3 кг/рік.

Кількістьводи, необхідної для поповнення циклу:

y 1 = 3628,7 - 1017,1 = 2611,6 кг/рік.

5.3.2 Тепловий баланс збірніка Першого ступенів

Пріхід.1. Тепло, внесеними ціркулюючім Розчини:

Q 1 = 157469,2 Г— 2,933 Г— 57,8 = 26695344,1 кДж/рік.

2.Тепло, внесеними матково Розчинипри 50 В° С:

Q 2 = 1427,3 Г— 2,68 Г— 50 = 191258,2 кДж/рік,

де 2,68- Теплоємність матково Розчини, кДж/(кг Г— град). [6]

3.Тепло, внесеними перетіканням Розчиниз іншого ступенів абсорбера:

Q 3 = 327 Г— 3,31 Г— 50 = 54118,5 кДж/рік

де 3,31- Теплоємність цього Розчини, кДж/(кг Г— град). [6]

4.Тепло,Внесення кислотою:

Q 4 = 1017,1 Г— 1,55 Г— 20 = 31530,1 кДж/рік,

де 1,55- Теплоємність сірчаної кислоти, кДж/(кг Г— град). [6]

5.Тепло,Внесення водою поповнення:

Q 5 = 2611,6 Г— 4,19 Г— 20 = 218852,1 кДж/рік,

де 4,19- Теплоємність води, кДж/(кг Г— град).

6.Теплорозбавлення сірчаної кислоти від 92,5 до 1,6%:

кДж/кмоль Н 2 SO 4 [6] стор 105

де n 1 - відношення числа молей води до числа молей кислоти у 1,6%-ій сірчаній кіслоті;

n 2 - ті ж самє, у 92,5%-вій сірчаній кіслоті.

(5.18)

де С 1 - кількість відсотків води у розчіні, С 1 = 98,4;

З 2 - кількість відсотків кислоти у розчіні, С 2 = 1,6;

М К - молекулярна маса сірчаної кислоти М до = 98;

М В - молекулярна маса води М В = 18;

;

; (6.19)

де 7,5 - кількість відсотків води у розчіні;

92,5 - кількість відсотків кислоти у розчіні;

Тоді: (6.20)

= 59723 кДж/моль Н 2 SО 4 та на 940,8 кг/рік моногідрату

Q 6 =.

Загальнийпріхід тепла

Q прих =

+218852,1 +573340,8 = 27764443,8 кДж/рік.

Вітрата.1.Тепло,Що втрачається зовні (згідно практичних даніх...):

Q 7 = 167600 кДж/рік.

2.Тепло,Що уноситься ціркулюючім Розчини:

Q 8 = 162852,2 Г— 2,933 Г— t Дж/рік.

Всього,Витрати тепла: 167600 +477645,5 Г— t.

Прірівнюючіпріхід та витрати

27764443,8 = 167600 +477645,5 Г— t,

звідсітемпература Розчини, Яки встановілася t = 58 В° С.

5.4 Матеріальній та теплового балансу абсорбера іншими ступенями

Пріхід.1. У абсорбер іншими ступенями надходіть коксовий газ з абсорбера Першого ступеніву наступній кількості

кг/рікм 3 /рік

Сухийкоксовий газ ..................... 19456,0 48518,5

Бензольнівуглеводні ..................... 1872,0 505,2

Аміак .............................................. 25,032,9

Сірководень ................................... 832,0548,1

Пірідіновіоснови ........................... 20,8 6,0

Водяні парі ................................. 2188,7 2723,7

Всього ................... 24394,552334,4

2. Розчини,Що ціркулює Зі збірніка іншими ступенями. Позначімо Цю кількість через G 3 . Тоді загальний пріхід дорівнює 24394,5 + G 3 .

витрат.1. Коксовий газ.

З тіх25 кг/рік аміаку, Що булі в коксовому газі, поглінається 23,4 кг/рік и залішаєтьсяв газі 1,6 кг/рік.

Кількістьводяної пари, Що виходе з газом з інших ступенів абсорбції G в візначаємо Весь спектр з того, Що за рахунок тепла нейтралізації та охолодженнягазу від температури 58 В° С до 52 В° С відбувається випаровуваності води.

ВеличинаG в Може буті визначена зарівнянням 5.11

Тепло,Що вноситися коксовим газом:

Q 1 = 9163991,8 кДж/рік.

Теплореакції нейтралізації складає:

Q 2 =,

де 195673-теплореакції нейтралізації, кДж/кмоль Н 2 SO 4 .

Тепло,Що уноситься сухим коксовим газом:

Тоді

,

Такимчином, загальна кількість газів, Що віходять з іншими ступенями абсорбції, дорівнює:

кг/рікм 3 /рік

Сухийкоксовий газ ...................... 19456,0 48518,5

Бензольнівуглеводні ...................... 1872,0 505,2

Аміак ................................................ 1,62,1

Сірководень ................................... 832,0548,1

Пірідіновіоснови ............................ 20,8 6,0

Водяні парі ................................... 2377,5 2958,7

Всього .................... 24559,952538,6

2. ЦіркулюючійРозчини

Кількістьціркулюючого Розчини, Що виходе з іншими ступенями абсорбера, позначімо G 4 кг/рік.

Тодізагальна витрат дорівнює 24559,9 + G 4

Прірівнюючіпріхід и Витрати, отрімаємо

24394,5 + G 3 = 24559,9 + G 4

чі

G 3 = G 4 +165,4.

КількістьРозчини, Що поступає на другий ступінь абсорбера, пріймаємо за об'ємом рівнім кількостіРозчини, Що поступає на Перший ступінь абсорбції, Що забезпечує однакове щільністьзрошування.

Оскількіоб'єм Розчини, Що поступає на другий ступінь, Рівний 131,3 м 3 /рік, томаса Розчини при щільності 1,2 кг/л буде дорівнюваті:

G 3 = 131,3 Г— 1200 = 157560 кг/рік.

Тоді

G 4 = 157560 - 165,4 = 157394,6 кг/рік.

Матеріальнійбаланс іншої ступенів абсорбера заносимість у таблиці 5.4, кг/рік:

Таблиця5.4 Матеріальній баланс іншої ступенів абсорбера

Пріхід Витрати коксовий газ 24394,5 коксовий газ 24559,9 Ціркулюючій Розчини 157560,0 Ціркулюючій Розчини 157394,6 Всього 181954,5 Всього 181954,5

Тепло,Що уноситься коксовим газом при температурі 52 В° С:

Q 5 = 3110927 + (2493 +1,84 Г— 52) Г— 2377,5 = 9291761,3 кДж/рік.

Теплоціркулюючого Розчини:

Q 6 = 157394,6 Г— 2,933 Г— t = 461638,4 Г— t кДж/рік.

тепловихбаланс іншої ступенів абсорбера наведено у табліці 5.5.

Таблиця5.5 Тепловий баланс іншої ступенів абсорбера

Пріхід Витрати Тепло коксового газу 9163991,8 Тепло коксового газу 9291761,3 Тепло нейтралізації 101630,2 Втрати тепла зовні 125700 Тепло ціркулюючого Розчини 24030421 Тепло ціркулюючого Розчини

157394,6 Г— 2,933 Г— t =

461638,4 Г— t

Всього 33296043 Всього 9417461,3 +461638,4 Г— t

Прірівнюючіпріхід та витрат тепла, отрімаємо температуру Розчини, Який вихід з іншогоступенів абсорбера у ціркуляцію t = 51,7 В° C

5.5 Матеріальній та тепловий баланс збірніка іншими ступенями

5.5.1 Матеріальній розрахунок

Пріхід.У збірник абсорбера іншими ступенями поступаються: ціркулюючій Розчини з абсорбера,сірчана кислота, вода для поповнення циклу.

Візначімокількість ціх потоків:

1. Кількість кислоти, Що поступає, позначімо х 2 .

2. Кількість Розчини, Що поступає з абсорбера, дорівнює:

G 2 = 157394,6 - 327 = 157067,6 кг/рік.

3.Кількість води для поповненняциклу позначімо у 2 .

Загальнийпріхід дорівнює 157067,6 + х 2 + у 2 .

витрат.Кількість Розчини, Що віводіться Зі збірніка в ціркуляцію, дорівнює 157560 кг/рік.

Прірівнюючіпріхід и Витрати, отримавших:

x 2 + у 2 = 492,4.

Для визначеннях 2 и у 2 складаю баланс моногідрату сірчаної кислоти.

Пріхід:

З кислотоюпри концентрації, рівною 92,5% ....... 0,925 Г— х 2

витрати:

ПеретіканняРозчини на Перший ступінь ...................... 39,2

На реакцію з NH 3 у іншому ступені...................... 67,4

Всього ................... 106,6

Прірівнюючіпріхід и Витрати, отрімаємо 0,925 Г— х 2 = 106,6

Звідсікількість Розчини кислоти х 2 = 115,2 кг/рік, з них: моногідрату 115,2 Г— 0,925 =106,6 и води 8,6 кг/рік.

Тоді,кількість води, необхідної для поповнення циклу:

y 2 = 492,4 - 115,2 = 377,2 кг/рік.

5.5.2 Тепловий баланс збірніка іншими ступенями

Пріхід.1. Тепло, внесеними ціркулюючім Розчини:

Q 1 = 157067,6 Г— 3,31 Г— 52 = 27034475,3 кДж/рік.

2.Тепло, Що вноситися кислотою:

Q 2 = 115,2 Г— 1,55 Г— 20 = 3571,2 кДж/рік,

де 1,55- Теплоємність сірчаної кислоти, кДж/(кг Г— град), 20-температура кислоти В° С.

3.Тепло, внесеними водою поповнення:

Q 3 = 377,2 Г— 4,19 Г— 20 = 31609,4 кДж/рік,

де 4,19- Теплоємність води, кДж/(кг Г— град).

4.Тепло розбавлення сірчаної кислотивід 92,5 до 12%:

кДж/кмоль

де

де 88 - кількість відсотків ...води у розчіні;

12 - кількість відсотків кислоти у розчіні;

98 - молекулярна маса сірчаної кислоти;

18 - молекулярна маса води;

та на 106,6 кг/рік моногідрату

Q 4 =.

Загальнийпріхід тепла

кДж/рік.

Вітрата.1.Тепло,Що втрачається зовні (згідно практичних даніх):

Q 5 = 125700 кДж/рік.

2.Тепло,Що уноситься ціркулюючім Розчини:

Q 8 = 157560 Г— 3,31 Г— t = 521523,6 Г— t Дж/рік.

Всього,Витрати тепла: 125700 +521523,6 Г— t.

Прірівнюючіпріхід та витрати

27131552,6 = 125700 +521523,6 Г— t,

звідсітемпература Розчини, Яки встановілася t = 52 В° С.

Баланскислоти та води поповнення наведено у табліці 5.6

Таблиця5.6 Баланс кислоти та води

компонентів Збірник 1 Збірник 2 Всього Разом

Н 2 SО 4

H 2 O

Н 2 SО 4

H 2 O

Н 2 SО 4

H 2 O

Розчини кислоти 940,8 76,3 106,6 8,6 1047,4 84,9 1132,3 Вода поповнення циклу - 2611,6 - 377,2 - 2988,8 2988,8 Всього 940,8 2687,9 106,6 385,8 1047,4 3073,7 4121,1

Матеріальнійбаланс сульфатної установки наведено у табліці 5.7, кг/рік:

Таблиця5.7 Матеріальній баланс сульфатної установки, кг/рік

Пріхід Витрати

коксовий газ:

Сухий коксовий газ

Водяні парі

Бензольні вуглеводні

Сірководень

Аміак

Пірідінові основи

24105,8

19456

1560

1872

832

365

20,8

коксовий газ:

Сухий коксовий газ

Водяні парі

Бензольні вуглеводні

Сірководень

Аміак

Пірідінові основи

24559,5

19456

2377,5

1872

832

1,6

20,8

Сірчана кислота 1132,3 Сульфат амонію 1440,4 Промівна вода 95 Вода для поповнення циклу 2988,8 Віпаровується води у віпарніку 2321,6 Всього 28321,9 Всього 28321,9

5.6 Розрахунок віпарніка

5.6.1 Матеріальній розрахунок

У віпарнікпоступає Розчини з Першого ступенів абсорбера Наступний складу:

кг/рік%

сульфатамонію ............. 2037,7 40

Сірчаноїкислоти .................. 50,9 1

100

У віпарніку%

100

Склад100

1.

2. Тепло

3. Тепло

Всього1.

2.мм рт. ст.

3. Тепло

4. Тепло,

ЗагальнакДж/рік.

Пріймаючі

6.

Кількість

об'єм

Пріймаємо

, (6.2)

Пріймаємом.

Тодім 2 .

об'єм

об'єм

,

Тоді

Розмірі

Загальна

поверхні

, (6.6)

,

(6.7)

/ P>

Оґ 2 /О» 2 -термічній Опір Забруднення, пріймаємо рівнім 4,773 Г— 10 -4 м 2 Г— рік Г— В° С/кДж;

О± 2 -коефіцієнт тепловіддачі від стінкі до кіплячого Розчини візначаємо за наближенняформулою: [6]

, (6.8)

тут q-тепловийПотік; q = KО”t ср .

Задаємосяq = 62000кДж/(м 2 Г— рік), [6] тоді

,

и

ПеревіряємоЗначення q:

q = KО”t ср = 1085,2 Г— 57 = 62000 кДж/(м 2 Г— рік),

тобтоО± 2 та К розраховані правильно.

НеобхіднаПоверхня теплопередачі

Пріймаємотрубки діаметром 57/4 мм та довжина 2,5 м.

Тодінеобхідна кількість трубок

Пріймаємо1027 трубок, Що розміщені на 18 шестікутніках.

ТодіДіаметр трубчатки буде дорівнюваті:

D = 2 Г— (xt + t '), (6.9)

де x-числошестікутніків x = 18;

t-крок розміщеннятрубок, t = 1,4 d = 1,4 Г— 0,057 = 0,08 м;

t'-відстань від кожуха, t '= 0,06 м.

Тоді

D = 2 Г— (18 Г— 0,08 +0,06) = 3м.

Асорбер.

При безсатураторномуметоді Отримання сульфату амонію очищених газу від аміаку здійснюють в двоступінчатомуабсорбері зрошувального типу.

КорпусАпарат Складається з ціліндрічної обічайкі 4, конічного днища 5 и кришки 1. Внутрішнійпростір апарату розділеній на Дві секції за допомог кільцевої перегородки з обічайкою10, у Верхній частіні якої змонтована (Суворов горизонтально) ковпачкова барботажнихтарілка з кільцевім переливання на рівні кромок обічайкі 10. Штуцер 3, а кожвстановлені над ними Ковпака 11 мают трапецеїдальну форму и на тарілці розташованірадіально.

Усередініобічайкі 10 встановленного краплевідбійнік 9, Виконання Із зігнутіх смуг листовогоматеріалу. Верхня и Нижня секції абсорбера обладнані індівідуальнімі системами зрошуванняи виконують функції Першого и іншу ступінь абсорбції аміаку. Нижня Секція (першийступінь) обладнана двома ярусами форсунок 8 по шість штук в кожному. Верхня Секція(Другий ступінь) має один ярус форсунок 12, крім того, уздовж осі апарату розташованафорсунка 13 з крупнокаплевім зрошуванням Призначено кож для Зменшення брізкоуносугазового потоку. Верхня Секція обладнана люками 2.

коксовихгаз поступає в нижню секцію апарату через патрубок 7, промівається кислих Розчиниціркуляційного циклу Першого ступенів абсорбції за допомог форсунок 8, потім звільняєтьсявід брізок Розчини в краплевідбійніку 9 и поступає в штуцер 3 ковпачкової тарілкі,Яка відзначився рідіною до рівня кромок обічайкі 10. При цьому в Нижній секції абсорбераз газу вітягається близьким 95% аміаку, Що містіться в ньому.

ЦіркулюючійРозчини кіслотністю близьким 1% після контакту з газом поступає в конічне днище 5и віводіться через патрубок 6.

Вхідгазу у верхніх секцію абсорбера здійснюється в режімі барботажу завдякі наявностізануреніх в рідіну ковпаків 11. Далі газ піддається повторному контакту з рідкоюфазою в режімі зрошування за допомог форсунок 12 и 13. У процесі реціркуляціїв контурі зрошувальної системи іншу ступінь Розчини кіслотністю 10-12% з газувітягаються Залишки аміаку и Легкі пірідінові основи. Очищень коксовий газ віводітьсяз абсорбера через патрубок 14, а Розчини накопічується в кільцевому проміжку Міжстінкамі абсорбера и обічайкі 10 и віводіться через патрубок 15.

Віпарнік

Отриманнякрісталічного сульфату амонію шляхом переробки ненасіченого маточного Розчини, Щовіводіться з Першого ступенів аміачного абсорбера, здійснюється у віпарному крісталізаторі.

Корпус апаратумає ціліндрічну форму. Поро...жніста частина Його Складається з секцій 3 і 4 різніх діаметрів, причому Секція 3 Частково заповнюється Розчини, Рівень Якого візуальноконтролюється за допомог ОГЛЯДОВИЙ вікон 10. Секція 3 стікується за допомогфланцевого з'єднання з верхнімі трубний гратами нагрівача 1, в центральній частініЯкого розташована ціркуляційна труба 2, а в періферійній частіні - вертикальна трубчатки.Верхня частина нагрівача 1 обладнана кільцевім колектором з патрубком 7 для подачігріючої пари, а в Нижній частіні встановленного патрубок 9 для виведення конденсату.Ніжні трубні грата нагрівача 1 за допомог фланцевого з'єднання стікується з конічнімднищем, у якому є

люк - лаз, патрубок 5 для подачі жівлячогоРозчини и труба 6 для виведення готової суспензії.

Секція 4 забезпеченсистемою краплевідбію у вігляді Похило встановлених поліцією и патрубком8 для виведення вторінної парі.

У процесі роботиу віпарному крісталізаторі підтрімується Постійний Рівень Розчини шляхом регулюваннявитрати жівлячого Розчинина вході в патрубок 5. У зоні конічного днища апарату жівлячій Розчини змішується з, ціркулюючім Розчини, Що поступаєз труби 2.

ЦіркулюючійРозчини містіть крісталічну фазу и на віході з труби 2 має залішкове пересічення,його призначення та зніжується або повністю знімається в результаті змішення з жівлячім Розчини.Після змішення Розчини поступає в трубчатки нагрівача 1.

В результатіконденсації пари в міжтрубному просторі нагрівача 1 Розчини, Що знаходится в трубчатці,отрімує відповідну кількість тепла. Залежних відВисота рівня Розчини над верхнімі трубний гратами, Який візначає величину гідростатічногоЛещата Рідини у Верхній частіні трубчатки, отрімуване Розчини тепло вітрачаєтьсяв Певної співвідношенні на підвіщення Його температура або на віпар води безпосередню у трубчатці. Ця обставинних візначає дваможліві режими роботи нагрівача 1: при збільшеному рівні Розчини в апараті в трубчатціпереважає режим конвективного підігрівання Розчини з подалі Його кіпінням позатрубчатки у міру підйому Розчини и зниженя гідростатічного лещата; при мінімальномурівні Розчини відносно верхніх трубних грат процес теплопередачі супроводжуєтьсякіпінням Розчини безпосередню в трубчатці.

У іншомувипадка можливости форсованій режим роботи апарату при високих теплових навантаженості,оскількі кіпіння Розчини в трубчатці істотно інтенсіфікує тепловіддачу. Проти приТакого режімі зростає вірогідність прістінкового солеутворення в трубчатці, а кожнадмірного зародкоутворення при підвіщеному пересіченні Розчини. Оптимальний режимроботи нагрівача 1 пріпускає забезпечення таких умов віпарної крісталізації, якігарантують Отримання велікокрісталічного продукту при безперервній роботі апаратуМіж Його проміваннямі впродовж 3 діб.

КіпінняРозчини в періферійній частіні перерізу апарату супроводжується Його пересіченнями створює нізхідній Потік в трубі 2 і вісхідній в трубчатці нагрівача 1, тобто ціркуляціюсуспензії крісталів по замкнутому контуру. Багатократно проходження крісталів череззону утворення пересічення (зону кіпіння) забезпечує їх ріст и накопиченням Масітвердої Фазі в ціркуляційному контурі. Безперервне виведення суспензії з постійноюоб'ємною швідкістю по трубі 6 забезпечує постійність Масі твердої Фазі у віпарномукрісталізаторі на оптимальному рівні.

паровихфаза, Що утворили в процесі кіпіння Розчини проходити краплю відбійну секцію 4,де звільняється від брізок Розчини, Що віносяться, и віводіться через патрубок 8на конденсацію. Для зниженя температури кіпіння Розчини у віпарному крісталізаторіпідтрімується відповідній вакуум.

7. Механічні Розрахунки

7.1 Те в щина обічайкі

Товщинаобічайкі візначається за формулою [16]

(7.1)

де p-тиску апараті, н/м 2

D-ДіаметрАпарат, м

[s] = 137 МН/м 2 -напруга, Що допускається [16 c 394];

j = 0,8 - коефіцієнт ослаблення з-за зварного шву [16];

З до = 0,001 м - поправка на корозію [16].

прийомівS = 0,008 м.

7.2 Днище

Товщинаконічного днища розраховується за формулою [16]

(7.2)

де p-тиску апараті, н/м 2 ;

D-ДіаметрАпарат, м;

s = 137 МН/м 2 -напруга, Що допускається [16 c 394];

j = 0,8 - коефіцієнт ослаблення з-за зварного шву;

З до = 0,001 м - поправка на корозію;

О± = 60 В°кут при вершіні

прийомівS д = 0,007 м.

оббиратиднище по ГОСТ 12621 - 78 [17], товщина стінкі S д = 0,007м

Масаднища m д = 133,5 кг.

об'ємднища V д = 0,18 м 3 .

7.3 штуцерів

Діаметр штуцеріврозраховується за формулою:

, (7.3)

де G - масова витратречовіні в секунду, м 3 /рік;

ПЃ-Густин речовіні, кг/м 3 ;

П…-швідкість руху речовіні в штуцері, м/с.

Пріймаємо швідкістьРідини в штуцері П… = 1 м/с, а для газу П… = 25 м/с, тоді:

Діаметрштуцера для входу и виходе газу

;

пріймаємо1000 мм,

Діаметрштуцера для входу и виходе ціркулюючого матково Розчини

,

пріймаємо250 мм.

Всі штуцеразабезпечуються плоскими приварними фланцями по ГОСТ 12820-80 [18], параметри якіх наведено у табліці7.3.1 та на малюнку 7.3.1:

Таблиця7.3.1Параметри фланців

D у

dн dв b маса, кг 250 273 273 18 6,95 1000 1020 1020 25 52,58

Малюнок7.1 фланець

7.4 Розрахунок опори

Апаративертикального типу Із співвідношенням Н/D> 5, розміщувані на відкрітіх МАЙДАНЧИК,оснащують так званні спідничні ціліндрічнімі опорами.

Орієнтовнамаса апарату.

Масаобічайкі

, (7.4)

де D н = 2,516 м - Зовнішній Діаметр колони;

D вн = 2,5 м - внутрішній Діаметр колони;

Н про = 19,2 м - висота ціліндрічної Частина колони;

ПЃ= 7900 кг/м 3 - густин стали

m про = 0,785 (2,516 2 -2,5 2 ) Г— 19,2 Г— 7900 = 9556 кг

Загальнамаса колони. Пріймаємо, Що маса допоміжніх прістроїв (штуцерів, вімірювальніх пріладів,люків и так Далі) складає 10% від ОСНОВНОЇ Масі колони, тоді

m до = M про + m д = 1,1 (9556 +133,5 кг) = 10658,5 кг

Максимальнавага колони:

m max = M до + m ф = 10658,5 +20000 = 30658,5 кг = 0,307 МН

Пріймаємовнутрішній Діаметр опорного кільця D 1 = 2,44 м, Зовнішній Діаметр опорногокільця D 2 = 2,64 м.

Площаопорного кільця:

Пітомнавантаженості опори на фундамент

Пѓ= Q/A = 0,307/0,8 = 0,38 МПа <[Пѓ] = 15 МПа - для бетонного фундаменту.

Список літератури

1. Ковальов, Є.Т. Довідник коксохіміка. В 6 т. Т 3.Уловлювання та переробка хімічних продуктів коксування/Євген Ковальов. - Харків:Видавничий Дім В«ІНЖЕКВ», 2009. - 432 с.

2. Білицький, А.Н. Правилатехнічної експлуатації коксохімічних підприємств/О.М. Білицький [и др.] - М.: Металургія, 1985. -248 с.

3. Кауфман, А.А. Технологіякоксохімічного виробництва: навчальний посібник/А.А. Кауфман, Г.Д. Хармалповіч- Єкатеринбург: ВУХІН-НКА, 2005. - 288 с.

4. Гребенюк, А.Ф. У...ловлюванняхімічних продуктів коксування: навчальний посібник. У 2ч. Ч 1./А.Ф. Гребенюк [та ін]. - Донецьк: В«Східний видавничий дімВ», 2002. - 228 с.

5. Лейбович, Р.Е. Технологія коксохімічного виробництва: Учень для технікумів/Р.Є. Лейбович [и др.]: М.: Металургія, 1982. - 360 с.

6. Коробчанський, І.Є. Розрахункиапаратури для уловлювання хімічних продуктів коксування/І.Є. Коробчанський,М.Д. Кузнєцов: Вид-во В«МеталургіяВ», 1972. - 296 с.

7. Шовків, А.К. Довідник коксохіміка. В 6 т. Т 3.Уловлювання та переробка хімічних продуктів коксування/А.К. Шовків - М.: ВидавництвоВ«МеталургіяВ» 1966. - 394 с.

8. Кокс і хімія: науково-технічнийі виробничий журнал. Вплив добавок на расипчатость сульфату амонію/М.:В«МеталургіяВ». - 1988, вересень - № 9.

9. Кокс і хімія: науково-технічнийі виробничий журнал. Можливість підвищення розсипчастості сульфату амонію/ М.: В«МеталургіяВ». - 1987, серпень - № 8.

10. Кокс і хімія: науково-технічнийі виробничий журнал. Поліпшення якості сульфату амонію/М.: В«МеталургіяВ». - 1988, травень - № 5.

11. ТУ У 40.2-05393085-001-2003.Газ коксовий неочищений. Технічні умови з зим 1,2. - Введ. 2023-09-21

12. ГОСТ 2184-77. Кислотасірчана технічна. Технічні вимоги. - Введ.1978-07-01. - М.: ІПК Изд-востандартів, 2003. - 21 с.

13. ТУ У 24.1-00190443-067:2007Амонію сульфат коксохімічного виробництва. Технічні умови. - Введ.2008-01-01.

14. ТУ У 23.1-05393085-002-2004Смолка кисла сульфатного відділення. Технічні умови з зим. 1. -Введ. 2004-05-14.

15. Башлай, З.І. Обладнанняцехів уловлювання і переробки продуктів коксування: Довідник/З.І. Башлай[И др.] - М.: Металургія, 1992. -256 з.

16. Борисов, Г.С. Основні процеси та апарати хімічної технології: Посібник з проектування/ Г.С. Борисов [и др.] - М.: Хімія, 1991. -496 С.

17. Міхальов, М.Ф. Розрахунок і конструюваннямашин і апаратів хімічних виробництв: Приклади і задачі/М.Ф. Міхальов - ЛенінградВ«МашинобудуванняВ», 1984. - 150 с.

18. ГОСТ 12621-78. Днища конічні невідбортовані.Основні розміри. - Введ. 1979-01-01. - М.: Комітет стандартизації та метрологіїСРСР, 1978. - 3 с.

19. ГОСТ 12820-80. Фланці сталеві плоскіприварні. Конструкція і розміри. - Введ. 1983-01-01. - М.: ІПК Вид-во стандартів, 2003. - 40 с.

20. СанПіН 2.2.1/2.1.1.1200-03. Санітарно-захисні зони і санітарна класифікаціяпідприємств, споруд та інших об'єктів. 2004. - 48 с.

21. СНиП II-89-80. Генеральні плани промислових підприємств. - Введ.1982-01-01.Держбуд СРСР. - ЦНІІпромзданій.

22. СНиП 2.05.02-85. Автомобільні дороги. - Введ.1987-01-01. Держбуд СРСР.

23. ГОСТ 12.1.005-88. ССБТ. Загальнісанітарно-гігієнічні вимоги до повітря робочої зони. - Введ. 1989-01-01. - М.: ІПК Вид-во стандартів, 1998. - 50 с.

24. ГОСТ 12.1.007-76. Шкідливі речовини. Класифікаціяі загальні вимоги. - Введ. 1977-01-01. - М.: ІПК Изд-востандартів, 2007. - 7 с.

25. ГОСТ 12.0.003-74. Небезпечніта шкідливі виробничі фактори. - Введ. 1976-01-01. - М.: ІПК Вид-во стандартів, 1999. - 3 с.

26. Макаров, Г.В. Охорона праці в хімічній промисловості/Г.В. Макаров [и др.] - М.: Хімія, 1989. - 496 с.

27. СНиП 11-4-79. Природнеі штучне освітлення. ДержбудСРСР - М.: Стройиздат. 1980. - 48 с.

28. ГОСТ 12.1.001-91. Пожежна безпека. Загальнівимоги. - Введ. 1992-07-01. - М.: Стандартінформ, 2006. - 68 с.

29. РД 34.21.122-87 Інструкція з проектуванняі влаштуванню блискавкозахисту будівель і споруд. Введ. 1988-07-01. - Державний науково-досліднийенергетичний інститут ім. Г М. Кржижановського Міненерго СРСР.

30. СНиП 2.04.02-84. Водопостачання. Зовнішні мережі та споруди. - Введ. 2000-04-01. СоюзводоканалНІІпроект.

31. Правила улаштування електроустановок (ПУЕ-2009) Україна. Х.: Вид-во В«ФортВ», 2009. - 726 с.

32. ДНАОП 0.00-1.32-01 Правила улаштування електроустановок. Електрообладнання спеціальних установок. Київ 2001.

33. Бабіченко, В. І.. промисловізасоби автоматізації. Ч. 1. Вімірювальні Пристрої/В.І. Бабіченко [и др.]: Навч.посібнік. - Харків: НТУ В«ХПІВ», 2001 р. - 470 с.

34. Тематичний каталог.Метран. Датчики тиску. - 2009. - 312 с.

35. Тематичний каталог. Метран. Рівнеміри. - 2009. - 187 с.

36. Методичні вказівки до виконанрозділу АСК ТП дипломного проекту для студентівV-VI курсів спеціальностей 7.091600 Технологія жірів та жірозамінніків. 7.051401 БІОТЕХНОЛОГІЯ.7.091700 Харчові добавкита компоненти/Укл.: О. Ф. Шуть, О. Ю. Олійник, Н. С. Петрова. - Дніпропетровськ:УДХТУ, 2010. - 28 с.

37. Методичні вказівки до виконан організаційно-економічної частин дипломного проекту студентівV-VI курсів та курсової роботи з курсуВ«Економіка хімічної промісловостіВ» для студентів IV курсу спеціальності 7.091604 (ХТП)/Укл. І.В. Багрова, Т.С. Яровенко.- Дніпропетровськ ДВНЗ УДХТУ, 2008. - 26 с.

---

Вернуться назад