硝酸生产工艺

硝酸生产工艺硝酸生产工艺37/37硝酸生产工艺目录序言总论

12硝酸工业的概略及展开趋向2外国硝酸工业的现状及展开趋向2国内硝酸工业的现状及展开趋向2硝酸的性质3硝酸的物理性质3硝酸的化学性质4硝酸的用途4硝酸的毒性、安全和贮运53稀硝酸生产流程综述6各样生产方法综述6常压法6加压法6综合法7稀硝酸生产流程的确定8稀硝酸生产的主要原理94氨的接触氧化11氨的接触氧化原理错误!不决义书签。催化剂的选择错误!不决义书签。铂系催化剂错误!不决义书签。化学构成错误!不决义书签。物理性状错误!不决义书签。铂网的活化、中毒及重生错误!不决义书签。氨催化氧化的反应动力学错误!不决义书签。工艺条件的确定错误!不决义书签。混淆气构成错误!不决义书签。爆炸及其防备17氨接触氧化工艺流程18空气和氨的净化18混淆气体的配制19反应热的利用19工艺流程简述195一氧化氮的氧化错误!不决义书签。一氧化氮氧化机理错误!不决义书签。氧化反应的影响要素错误!不决义书签。一氧化氮氧化的工艺流程错误!不决义书签。6氮氧化物的汲取错误!不决义书签。氮氧化物汲取机理错误!不决义书签。工艺条件的确定错误!不决义书签。汲取温度错误!不决义书签。操作压力错误!不决义书签。气体构成错误!不决义书签。汲取工艺流程错误!不决义书签。7工艺计算27物料衡算27反应器〔氧化〕27废热锅炉〔WHB〕和冷却-冷凝器28汲取塔31生成的酸错误!不决义书签。总收率错误!不决义书签。放大至所需生产的速率错误!不决义书签。能量衡算错误!不决义书签。压缩机〔透平机〕错误!不决义书签。氨气化37氧化器378主要设施的工艺计算和选型错误!不决义书签。氨氧化炉错误!不决义书签。设施简介错误!不决义书签。工艺计算及选型错误!不决义书签。酸汲取塔错误!不决义书签。其余设施选型错误!不决义书签。尾气透平膨胀机：向心式膨胀器P320—35/11—11

错误!不决义书签。离心式压缩机：

DA—1000—51

错误!不决义书签。车间设施部署错误!不决义书签。10硝酸尾气的办理错误!不决义书签。溶液汲取法错误!不决义书签。碱液汲取错误!不决义书签。亚硫酸溶液汲取法错误!不决义书签。延伸汲取法错误!不决义书签。用稀硝酸加钒盐汲取法错误!不决义书签。硝酸汲取法错误!不决义书签。固体物质汲取或吸附法47固体物质汲取法47固体吸附法47催化还原法47结论49附图错误!不决义书签。参照文件错误!不决义书签。道谢错误!不决义书签。序言经过两年的学习和在车间的生产实践，我深刻理解了化工设计的真理，本着理论与实质相联合的原那么，在毕业之即特意选择了以硝酸生产为题材的毕业设计。此次毕业设计的训练，进一步牢固加深了所学的根基理论、根本技术和专业知识，使之系统化、综合化，对我此后的工作和生活起到了不行估计的作用。本设计是依据系下达的毕业设计任务书进行编写的，内容是年产27万吨稀硝酸车间的工艺设计。为了全面介绍稀硝酸工艺过程设计的根本内容、根来源理，本设计共分为十章。第二章概括了硝酸的现状和趋向、硝酸的物理化学性质、用途和生产展开等；第三章较详尽地论述了稀硝酸的三种生产方法和本设计生产流程的确定；第四章、第五章、第六章要点论述了稀硝酸生产中各个环节的工艺流程及其工艺选择的原理，并在本设计结尾附有该工艺流程的CAD图；第七章进行了物料和能量的工艺计算；第八章简单介绍了主要设施的选型，并在本设计结尾附有氧化炉设计图；第九章介绍了车间的部署的根本要乞降原那么，并在本设计后边附有稀硝酸车间部署图；第十章介绍了当前办理硝酸尾气的各样方法，并对这些方法做了合理化选择；第十一章对本设计进行了全面的总结和议论。最后附有参照文件。本设计是以我两年来的学习和实践为依靠，在指导老师和参照资料的帮助下达成的，只管做到集中长处、战胜和改良弊端。但因为自己水平有限，设计中有错误和不当之处老是在所不免，诚心希望读者多赐予责备指正。总论硝酸工业的概略及展开趋向[1]外国硝酸工业的现状及展开趋向当前各国硝酸工业的展开趋向是跟着合成氨和硝酸磷肥的生产装置大型化而采纳大机组、大装置，合理提高系统压力，提高产品浓度，降低原资料及能量的消耗，降低尾气排放浓度，以减少对大气的污染。硝酸工业形成了以下的趋向：〔1〕、生产规模大型化，当前最大装置为2000t/d；〔2〕、装置高压化；〔3〕、产品多样化，可生产浓、稀两种产品；〔4〕、尾气排放达标，当前大型装置上，特别是双加压装置已实现了150×10-6的指标；〔5〕、催化剂千锤百炼；〔6〕、能量回收合理化；〔7〕、整体技术提高。因为稀硝酸是半成品，其主要用途是用于制造浓硝酸、硝酸铵等，在此，借浓硝酸在外国的生产状况来反应稀硝酸在外国的生产现状。当前，世界上浓硝酸的生产能力约为300万吨/年，2000年总产量为260万吨，我国浓硝酸产量万吨，居世界首位。世界浓硝酸的装置能力以下：表1世界浓硝酸装置能力及产量国别装置能力〔万吨/年〕动工率〔%〕美国100加拿大90墨西哥66西欧85日本80中国9092总计300国内硝酸工业的现状及展开趋向从近几年硝酸行业展开来看，在国内硝酸盐行业超惯例展开冶金和医药等下游需求快速增添的推进下，我国硝酸行业的展开步伐大大加快。2006年全国硝酸产量抵达了万吨，同比增添了%，增速同比降落了个百分点，但依旧实现较快增添，当年入口量万吨，出口量万吨，观花费量为万吨，同比增添%，说明下游需求旺盛。进入2007年，在硝酸下游花费稳中有增的利好要素下，行业持续保持着较好的增添势头，一季度硝酸累计产量为万吨，同比增添%，入口480吨出口1854吨，表观花费量为万吨，同比增添%。从我国硝酸工业的展开趋向来看，2006年产能的过快增添已经使得影响行业健康展开的不利要素突显。2006年上半年，浓硝酸公司外购的合成氨、原料煤、电力、铁路运价及各样协助资料价钱的大幅度上升，加之因铁路加速而大增的自备槽车改造和安全评估花费，使浓硝酸的生产本钱大幅度上升。而同时浓硝酸市场价钱跳水，行业收益狂跌，很多公司被迫减产甚至停产，市场供应量大幅度颠簸，价钱跌荡不稳。2007年以来，因为市场需求较旺，硝酸价钱止跌回稳，5月以来强势上行，此中华东市场浓硝酸〔98%〕价钱从4月尾2300/吨上升至5月上旬的2350元/吨。可见硝酸工业仍是很有远景的，但高价钱将引发硝酸生产恢复，增添供应量，致使价钱颠簸，总的看来，产能增添过快仍旧是硝酸行业难以承受的压力。同时人们愈来愈重视环境保护。所以本设计将从节能、提高氨利用率、降低铂耗、提高成品酸、降低尾气排放等方面来降低本钱进而提高工业生产的收益。硝酸的性质[2]硝酸的物理性质硝酸(nitricacid)，别名硝镪水或氮酸。纯硝酸〔100%HNO3〕为无色透明，拥有窒息性与刺激性的液体，相对密度，沸点０C，熔点０C。硝酸腐化性很强,属一级无机酸性腐化品，能灼伤皮肤,也能伤害粘膜与呼吸道，与蛋白质接触生成鲜亮的黄蛋白酸黄色物质。在-41℃时，呈白色雪状晶体，不稳固，在常温下分解出红棕色的二氧化氮,光和热能促其分解更快,溶于水,能够任何比率混淆,溶解时放热。%硝酸为恒沸混淆物,拥有最高沸点℃,溶点-42℃(75%HNO3)。工业硝酸依HNO3量多少可分为浓硝酸〔96%～98%HNO3〕和稀硝酸〔45%～70%HNO3〕。纯硝酸是无色透明的发烟液体,一般商品都带且有微黄色有刺激性气味。[3]硝酸的化学性质硝酸是强酸之一，氧化性很强。除金、铂及某些其余罕有金属外，各样金属都能与稀硝酸作用生成硝酸盐，如硝酸银、硝酸钠等。硝酸能使铁、铝、铬、钙等钝化而不致持续侵害。非金属硫、磷、硼能被硝酸氧化成相应的酸，碳那么被氧化成CO2。硝酸还可以够使有机物氧化和硝化。硝酸作为氮的最高价(+5)水化物，拥有很强的酸性，一般状况下以为硝酸的水溶液是完整电离的。浓硝酸拥有激烈的硝化作用，与硫酸制成的混酸能与好多有机化合物联合成硝化物，如硝基苯、硝基萘、三硝基甲苯、硝化甘油等。浓硝酸仍是强氧化剂，除金、铂、铑、铱外，可将所有金属氧化。将浓硝酸按1:3的比率与盐酸混淆，其混淆液称为王水。此溶液中含有氯化亚硝酰，并放出游离氯，游离氯是一种强氧化剂：HNO3+3HCl=NOCl+Cl2+2H2O,这就是各样金属包含金、铂等之所以溶于王水中的原由所在。硝酸的用途[5]硝酸是根本化学工业重要的产品之一，产量在各种酸中仅次于硫酸。其用途以下：制造化肥：硝酸全局部用于生产硝酸铵和硝酸磷肥。制造硝酸盐：硝酸可用于制造金属硝酸盐，如：硝酸钠、硝酸镁、硝酸锂、硝酸铷等。硝酸锂熔点264℃，分解温度为600℃，用于热互换载体。硝酸铷是制备丁二烯的催化剂。有机合成原料：浓硝酸可将苯、蒽、萘和其余芬芳族化合物硝化制取有机原料。如硝酸和硫酸的混酸〔工业上常用由30%与苯反应，生成硝基苯，再加氢生成苯胺，它是合成染料、医药、农药的中间体。制造草酸以农作物废料如玉米蕊、甘蔗渣、谷壳、花生壳等为原料与硝酸反应，制取草酸，硝酸与丙烯或乙烯、乙二醇作用也可制取草酸。军械工业硝酸除用于制造TNT炸药，还用它精制提取核原料。钚是重要的核燃料，在精制过程中，先将钚转变成Pu(NO3)4溶液，再萃取分离。合成香料硝酸与二甲苯反应制得二甲苯麝香气味，宽泛用于分配化妆品、皂用及室内用香料。别的,硝酸还用于化学试剂及有色金属酸清洗。也用来鉴识含有蛋白的物质加羊毛,羽毛等。硝酸的毒性、安全和贮运[5]动物组织和植物组织遇到硝酸的作用即被损坏。硝酸落到皮肤上，皮肤即被染成黄色并烧坏，溅入眼睛特别危险。氮氧化物和硝酸蒸气低浓度时，惹开端痛、激烈咳嗽、胸闷，严重者出现肺气肿。所以，工作场所空气中的NO2同意浓度，中国和原苏联规定为m3，美国为m3，德国为m3。只管硝酸不焚烧，但它是强氧化剂，与金属粉末、有机物质等发生反应后，有惹起焚烧或爆炸的危险。工厂为了保持硝酸生产的连续进行并随时向外供应商品酸，在厂区需设室内或半露天式酸库，以防骄阳暴晒。宜单层建筑，不宜设地下室。地面应耐酸腐化。电气设施、电线等应有耐酸防腐举措。稀硝酸的容器为铝质的，输送浓硝酸采纳装有铝罐的槽车。不慎被浓硝酸烧伤皮肤，应立刻用大批或小苏取水冲洗，并实时送医院救治。稀硝酸生产流程综述各样生产方法综述生产稀硝酸的方法主要有三中常压法、加压法和综合法，它们都各有各的优弊端，本节将从经济和环保两大方面来论述个方法，并依据系下达的任务书选择合适本设计的方法。常压法氨的氧化与氮氧化物的汲取均在常压下进行，使用的设施材质有花岗岩、PVC塑料及不锈钢。汲取工艺有多塔流程和单塔流程。初期硝酸生产多采纳这类方法，该工艺流程的特色为系统压力低，设施构造简单，工艺操作稳固，氨氧化率高，铂耗较低。但汲取比容积大(20～25m3),酸汲取率较低(仅为92%左右)。为减少对大气的污染并提高氨利用率，需附有碱汲取NOX尾气装置并副产硝盐，即使这样尾气中NOX浓度仍很高，不切合当前日趋严格的环境要求。加上设施相对台数许多，设施体积大，装置占地面积多，投资大，成品酸浓度低等要素，国家经贸委已明文规定严禁采纳此种流程新建硝酸装置。加压法氨氧化和氮氧化物汲取均在加压下进行。依据压力不一样可分为中压〔～〕与高压〔～〕两种。〔1〕、全中压法氨的氧化和氮氧化物的汲取均在～压力下进行。这类流程始于20世纪30年月。20世纪70年月此后采纳该类方法的生产公司有兴平、乌拉山、大庆、川化、黑化、开化等。此法的特色是设施较为紧凑，生产强度有所提高，不需要特种钢材的NOX压缩机，流程比常压氧化加压汲取法简单，基建投资及特种钢材用量较少，因汲取压力高，其NO2汲取率高，成品酸浓度高。汲取塔容积小，能量回收率高，弊端是生产强度仍低，氨在加压下氧化，氧化率略低，铂损失大，尾气中NOX含量略高，仍需要办理才能达标排放。因为原料本钱的降低，氨氧化操作工艺的改良，大型压缩机组的配套，当前这类流程不论在数目和产量上都占必定比率。〔2〕、高压法氨氧化和NOX汲取均在～的压力下进行。根本流程与全中压法相像。此法的特色是全过程压力均由空气压缩机供应，不需特种钢材的NOX压缩机，流程简单，设施部署紧凑，基建投资少，特种钢材用量少，生产强度大，吸收率高，产品浓度高，能量回收率高。弊端是氨氧化率低，氨耗高，铂催化妆填量大，使用周期短，消耗亦大，尾气中NOX含量高，使得尾气办理花费高。生产本钱较高。针对我国当前原资料价钱较高和环保要求较严的现状，高压法投资省的优势已丧失。综合法氨氧化和氮氧化物汲取分别在两种不一样压力下进行，现有两类流程：一为常压氨氧化-加压氮氧化物汲取流程；二为中压氨氧化-高压氮氧化物汲取流程，又称双加压法。〔1〕常压氧化-加压汲取流程20世纪50年月国际上已拥有这类流程技术。该流程中的氨的氧化在常压下进行，氮氧化物的汲取在加压〔～〕下进行。这类流程因氨氧化在常压下进行，能够填补加压下氨氧化率低及铂耗高的弊端，而加压汲取又填补常压汲取的缺少。其特色是氨氧化率高，铂耗低，汲取系统由于压力提高，汲取容积相对减小，汲取率高，占地面积、基建投资、特种钢材用量均较常压减少，合适于规模不大的工厂选择。其弊端是生产强度低，基建投资比大，酸浓度低，尾气中NOX高，需进行再办理，流程较复杂。因为这类装置存在氨耗高，电耗高和尾气排放浓度高等问题，生产方法落伍，依据国家经贸委的“工商投资领域遏止重复建设目录〔第一批〕〞，该法已被列入此中，属自1999年8月9日宣布日起不准再建设的工程。〔2〕双加压法此法氨的氧化采纳中压〔～〕,NOX的汲取采纳高压〔～〕。我国于1986年在山西天脊公司建成2套920t/d的双加压法生产装置，形成540Kt/a规模，为我国硝酸工业的技术提高起到了推进作用。此法汲取全中压法和高压法的长处，并可采纳比全高压法更高的汲取压力，对工艺过程更加合用。使氨的消耗与铂催化剂的消耗较少，汲取率高，汲取系统采纳高压，容积减少，酸浓度高，生产强度大，经济技术指标最优化，生产本钱低，尾气中NOX含量低，是完全的洁净技术，切合国际上的排放要求，基建投资适量，能量回收综合利用合理，是最具展开的流程。弊端是流程复杂，设施制造要求高，操作控制要求严，管理水平要求高。权衡一种工艺流程好坏的标准，主假如技术经济指标和设施的投资。而氨氧化法生产稀硝酸的技术经济指标主要包含氨耗、铂耗、电耗和冷却水耗费等。表2三种稀硝酸生产工艺的主要技术经济指标生产方法常压法加压法综合法工程常压法中压法高压法常压氧化-加压汲取双加压法氧化压力/MPa〔绝〕～～汲取压力/MPa〔绝〕～～氨氧化率%96～9796～9596～9796酸汲取率%85～9298～9796～成品酸度%40～4550～5353～5543～4558～60尾气NOX浓度〔×5～10～～﹤10-3〕吨酸总氨耗/t～～～吨酸铂耗/g～～～稀硝酸生产流程的确定只管稀硝酸生产流程好多，但权衡一个流程的好坏应依据实质条件的不一样，如生产规模，成品酸浓度要求，氨原料本钱及公用工程花费等，采纳不一样流程。经过上节的比较，可知全中压法与双加压法较优。因为本设计的生产规模是年产27万吨稀硝酸，而双加压法单机组生产能力大，合用于较大型硝酸装置，所以本设计采纳压法流程来生产稀硝酸。其工艺流程方块图见以下列图：稀硝酸生产工艺流程图稀硝酸生产的主要原理氨接触氧化法制硝酸的总反应式为:NH3+2O2===HNO3+H2O，反应可分三步进行：氨的接触氧化过程：在催化剂的作用下，将氨氧化为一氧化氮，其反应式为:4NH3+5O2====4NO+6H2O〔1〕一氧化氮氧化过程：将前一过程中生成的NO进一步氧化成NO2，其反应式为：2NO+O====2NO〔2〕氮氧化物的汲取过程：用水汲取二氧化氮，进而获取产品硝酸，其反应式为：3NO2+H2O====2HNO3+NO〔3〕用此工艺可生产浓度为45%～60%的稀硝酸。年月后，硝酸生产的技术特色是，采纳大型化组，合适的提高操作压力。采纳高效设施，降低原料及能量耗费，解决尾气中氮氧化物的污染问题。4氨的接触氧化氨的接触氧化原理[12，13]因为催化剂和反应条件不一样，氨与氧互相作用可生成不一样的产物4NH3+5O2====4NO+6H2O△H=KJ/mol(1)4NH3+4O2====2NO+6H2O△H=mol(2)4NH3+3O2====2N+6H2O△H=mol(3)以上均为激烈放热反应。除此以外，还可能发生以下副反应：2NH3====N2+3H2△H=KJ/mol(4)2NO====N+O2△H=mol(5)4NH+6NO====5N+6HO△H=mol(6)322因为一氧化氮是生产硝酸的中间物，因此希望反应能按式〔1〕进行，其余反应那么想法使之不进行的程度很小。为此，第一要研究这些反应的特色，即议论在什么条件下才有益于一氧化氮的生成。依据实验测定不一样温度下反应式〔1〕～式〔4〕的均衡常数。列于下表：表3不一样温度下氨氧化或氨分解的均衡常数〔P=〕均衡常数温度/k反应式〔1〕反应式〔2〕反应式〔3〕反应式〔4〕300×1041×1047×1056×10-3500×1026×1028×1034700×1019×1020×1025×102900×1015×1015×1020×1023.8×1012×1016×1031100×10111300×1011×1010×1014×1031500×1010×109×1012×104从上表可知，在必定温度下，几个反应的均衡常数都很大，实质上可视为不行逆反应。比较各反应的均衡常数，以式〔3〕最大。假如对反应不加任何控制而任其自然进行，氨和氧的最后反应产物必定是氮气。欲获取所要求的产物NO，不行能从热力学去改变化学均衡来抵达目的，而只可能从反应动力学方面去努力。即要追求一种选择性催化剂，加快反应式〔1〕，同时克制其余反应进行。催化剂的选择经过大批催化剂挑选实验，到现在可供工业使用的选择性优秀的催化剂概括起来有两大类。一类是以金属铂为主体的铂系催化剂。另一类是以其余金属为主体的催化剂，如铁铋催化剂、钴铝催化剂等，通称为非铂系催化剂。非铂系催化剂的长处是，比较价廉易得，新制备的非铂系催化剂活性常常较高。其弊端是活性简单降低，活性温度范围较窄，且氨氧化率低，仅为80%～87%。用过的催化剂不简单点着，由催化剂节俭的花费其实不可以赔偿因为原料氨耗增大所产生的花费，因此非铂系催化剂未能在工业上大规模应用。铂系催化剂固然价钱昂贵，但因铂催化剂或铂合金催化剂是接触效率最好的催化剂，并且能在长时期中保持高度的活性，拥有足够的化学稳固性和机械强度，易于重生，简单点燃，操作方便。所以，国内外用氨接触氧化法制造硝酸均用铂及铂合金催化剂。经过上述比较，本设计采纳铂系催化剂。[14]铂系催化剂以纯铂作为氨氧化催化剂，在温度为800～900℃的操作条件下，纯铂催化剂活性其实不高，且在强盛气流连续冲击下铂表面变得废弛不平，铂表面松散的铂微粒易被气流带走。但铂的合金性能很好，即拥有高的机械强度，并且活性比纯铂还高。铂的合金一般是铂和铱、铂和铑或铂和钯的合金，由含5%～7%的铑的铂铑合金的特色是活性高、机械强度大、铂损失减小。但铑比铂昂贵的多，所以有时采纳铂铑钯三元合金。因为钯的参加可减少铑的用量。当前最常用的铂、铑、钯三元合金构成为铂93%、铑3%、钯4%。也有采纳铂铱合金者，如铂99%、铱1%，其活性也很高。铂系催化剂中假如含有少许杂质如铜、铝、银，特别是铁，都会使氨的接触氧化率降低。所以，用来制造铂系催化剂的铂一定特别贞洁。物理性状铂催化剂往常不用载体，以利于铂的回收；并且载体简单破碎，外露的载领会促进氨分解，降低氨氧化率。工业上要求催化剂单位重量的接触表面积应尽可能大，而铂合金拥有较好的延展性和机械强度，因此工业上利用这一特征，都将其拉成细丝织成网状。因为铂的导热性好，动工时一经点火即能投入生产，因此铂网也便于重生和回收，还可使氧化炉的构造简化。往常所用的铂丝直径为。铂网的自由面积约占整个面积的50%~60%。当今铂网尺寸已标准化，常有的铂网直径规格有、、2、、、3.0m的。铂网的活化、中毒及重生〔1〕、活化新的铂网表面圆滑且有弹性，使用时不可以立刻获取高的NO得率，需经一段活化时间才能提高。一般开车时，新铂网需要烤10-15分钟，旧铂网需要烤2-3分钟。〔2〕、中毒铂网对杂质敏感，易中毒。能使铂网中毒的物质有：PH3：它对铂拥有激烈中毒作用，属于永远性中毒。气体中含

%PH3时，氨氧化率可降至80%。当含量为%时，氧化率会降至%。铂网永远中毒不可以重生。H2S：当气体中含H2S浓度很小时，会使铂网临时中毒。假定气体中含1%H2S时，铂的活性就会降低百分之几。C2H2：乙炔能使铂网临时中毒。乙炔自己能焚烧，使铂网温度高升，会使氧化率降至65%-70%。硝酸车间严禁用乙炔焊接。苛性碱对铂网亦有迫害作用，并能腐化铂网。水蒸气虽对铂网无毒，但会降低铂网温度。空气中含有的尘埃〔主假如各样金属氧化物〕和氨气中可能带来铁粉等机械杂质。掩盖在铂网表面，会造成临时中毒。别的，假定气体中夹带润滑油，油焚烧后残留的炭会渗透铂中，也能降低催化剂活性。〔3〕、重生为了防备铂催化剂中毒，一定先将原料气严格净化。即使这样，跟着工作时间增添，铂网仍会渐渐中毒，故一般使用3～6个月后，就应将它进行重生办理，以除掉毒物和污垢。重生方法是先将铂网拿出，用水冲刷杂质和尘埃，而后在温度60～80℃下，用浓度为10%～15%盐酸溶液浸渍1～2h，而后拿出，用蒸馏水清洗至无氯离子和溶液呈中性为止。乏味后再用氢焰灼烧，尔后活化，活化时间可比新网短些。这样，活性即可恢复正常。氨催化氧化的反应动力学[15]氨氧化生产NO的反应，需有4个分子氨与5个分子氧碰撞一同才能生成NO。事实上9个分子同时碰撞在一同的概率是极小的。所以，该式只可是是反应参加反应的反应物之间的一种量化关系，其实不代表真切的反应机理。氨氧化生成NO的反应机理依据一般气固催化反应的根本规律。包含反应物分子先从气相扩散到催化剂表面，尔后在催化剂表面进行反应，而后反应物从催化剂表面扩散到气相中去。曾有人以为，在铂网表面上氨的氧化，按以下列图所示机理进行。NNNNHHHHHHHHHHooooooooo催化剂铂催化剂表面生成NO的图解从氨氧化的反应理论来说，预使这个反应得以进行，第一应使以强盛共价键相联合的氧分子(键能为498KJ/mol)能够解离出氧原子。可是即使在200℃，其解离度仍不到1%。工业上，利用铂表面活性中心拥有能第一吸附氧分子的强盛吸附力，进而大大削弱了氧分子的键能，降低了该反应活化能的能峰，为反应创建了首要的优秀条件。在铂催化剂表面靠范德华力吸附O2而形成第一层吸附层后，节余的范德华力仍再可吸附氨分子以形成第二层吸附层。吸附在催化剂表面的氧原子与被吸附的NH3分子中的三个氢分别联合，经过分子重排生产NO和水蒸气的吸附力较弱，二者那么从催化剂表面脱附〔解吸〕出来，向气相进行扩散。研究以为，在上述各阶段中，以氨分子至铂网表面的扩散速度最慢的一步，因此整个反应速度是受外扩散所控制。工艺条件的确定原料氨在硝酸生产本钱中据有很大的比重，故在生产过程中一定保证氨的高氧化率〔α〕。按当今技术水平，常压下α可达97%～%，在加压氧化下可达96%~97%。其次，应有尽可能大的生产强度；在生产条件下的铂耗为最小；最大限度的保证铂网有效工作时间，以抵达稳产、高产、安全生产的目的。以下议论氨氧化的一些主要工艺条件温度、压力和接触时间对反应的影响。温度在不一样温度下，氨氧化后的反应生成物也不一样。低温时，主要生成的是氮气。650℃时，氧化反应速率加快，氨氧化率达90%；700～1000℃时，氨氧化率为95%～98%。温度高于1000℃时，因为一氧化氮分解，氨氧化率反而降落。在650～1000℃范围内，温度高升，反应速率加快，氨氧化率也提高。可是温度太高，铂损失增大，同时对氧化炉资料要求也更高。所以一般常压下，氧化温度取750～850℃，加压氧化取870～900℃为宜。压力氨氧化反应实质上可视为不行逆反应，压力关于NO产率影响不大，但加压反有助于反应速度的提高。在工业生产条件下，加压时氧化率比常压时氧化率低1%～2%。只管加压可致使氨氧化率降低，但因为反应速度的提高可使催化剂的生产强度增大。特别是压力提高可大大节俭NO氧化和NO2汲取所用的昂贵不锈钢设施。生产中终究采纳常压仍是加压操作，应视详细条件而定。一般加压氧化采纳～压力，外国有采纳。因为本设计采纳双加压法，操作压力选为氧化压力为，汲取压力为。接触时间混淆气体在铂网区的逗留时间称为接触时间。当铂网规格和层数不变时，在必定的时间内，流过的气体量越大，气流速度越快，接触时间也就越短，催化剂的生产强度就越大。当接触时间太长即气流速度太慢，氨在铂网前高温处逗留时间过长，会惹起氨的分解，同时还会惹起已氧化生成的一氧化氮的分解，进而降低氧化率。2NH3=N2+3H22NO=N2+O2当接触时间很短即气流速度太快时，在铂网上生产的中间产物羟氨〔NH2OH〕来不及在铂网上分解，走开铂钢后再分解，而生成氮。此外，有局部氨滑过铂网，与生成的一氧化氮作用，生成氮气和水蒸汽，因此也降低于氨氧化率。6NO+4NH3=5N2+6H2O由上述可见，接触时间太长或很短均使氧化率降低。所以实质生产中怎样选择一个合适的接触时间，关于提高氨的氧化率是特别重要的。常压下：气体在接触网区内的流速w≥；加压时：因为反应温度较常压高，铂网前的温度也高升，为防备NH3在铂网内的接触时间过长，加压操作就一定采纳多层铂网。本设计所采纳的接触时间见设施选型一章。混淆气构成氨氧化的混淆气中，氧与氨的比值〔O2/NH3=r〕，是影响氨氧化率的重要要素之一，当混淆气中氧浓度增添时，r值增添，有益于NO的生成，使氧化率增添。假定增添混淆气中氨浓度，那么能够提高铂网的生产强度。选择O23比值时应全/NH面考虑。硝酸制造过程，除氨氧化需氧外，后工序NO氧化仍需要氧气。在选择O2/NH3比时，还需要考虑NO氧化所需的氧量。所以，需考虑总反应式：NH+2O===HNO+HO3232的氨空气混淆气，假定氨为，那么氨浓度可由下式中，r=O23，配制r=1mol/NH=2式算出[NH3]=1100％=%12

10021氨氧化时，假定氨的浓度超出%，那么在后工序NO氧化时一定补加二次空气。氧氨比在~时，关于保证较高的氨氧化率是适合的。工业生产中，为提高生产能力，一般均采纳较%更高的氨浓度，往常往氨-空气混淆气中参加纯氧配制成氨-富氧空气混淆物。一定注意，氨在混淆气中的含量不得超出%~13%，否那么便有发生爆炸的危险。假定在氨-富氧空气中参加一些水蒸气，能够降低爆炸的可能性，进而可合适提高NH3和氧的浓度。爆炸及其防备[16]依据气体的爆炸理论，任何爆炸气体都存在着与爆炸界线所相应的爆炸浓度。当易爆气体含量落于爆炸界线内，其爆炸危险性极大，假定爆炸气体含量低与后高于爆炸界线范围那么其爆炸危险性就小了。假定氨空气或氨氧混淆物含量大于14%，温度为800℃以上是那么有爆炸危险。影响气体爆炸界线的要素许多，但主要有以下几点：①、爆炸前的温度。温度愈高那么爆炸界线愈宽，也即说在此状况下愈易发生爆炸。下表是氨-空气混淆物的爆炸界线与温度关系的实验测定值。氨-空气混淆物的爆炸界线气体火焰爆炸极限〔以NH3计〕%方向18℃140℃250℃350℃450℃向上~15~14~13~~水平~17~~~~向下不爆炸~~16~30~②、混淆气体的流向。由上表可见，气体由下而上经过时，因这类状况易惹起氧化炉发生振动，故爆炸界线放宽。③、氧含量。由下表可见，氧含量越高，爆炸界线越宽。NH3-O2-N2混淆物的爆炸界线〔O22〕混淆气中的氧含量+N203040506080100/%221718191918爆炸极限最低NH3/%最高31465764697782④、压力。氨空气混淆气的压力越高，越易爆炸。⑤、容器的表面和容积之比。对容器的散热速度有影响。比值愈大，那么散热速度愈快，愈不简单发生爆炸。⑥、当混淆气体中有可燃性杂质存在时，其爆炸速度和爆炸的威力加强。比如，当氨一空气混淆物中含有%H2时，那么氨的着火下限自16%降至%。⑦、水蒸汽的影响。完整乏味的混淆气体推进爆炸能力。当混淆气体中含有大批水蒸汽时，氨的爆炸界线可变得狭小。所以，在氨一空气混淆物中加有必定量的水蒸气时，那么可减少爆炸的危险性。总而言之，为了保证安全生产，防备爆炸，在设计和生产中要采纳必需的举措。严格控制操作条件，负气流平均经过接触网，合理设计接触氧化设施，增添水蒸汽，防备引爆物的存在等。氨接触氧化工艺流程空气和氨的净化为了防备铂催化剂中毒，一定将空气和氨加以净化，以除掉此中的尘埃、铁锈、油污及根本些有害气体。氨在本设计中来自液氨，少许由钢瓶内的气氨供应，他们都需要经过过滤器除杂。这是保证氧化率及安全生产的重要条件。净化空气的设施种类好多，国内硝酸生产中多采纳三段净化法。空气经过空气过滤器D2102〕(第一段：卷帘式过滤；第二段：袋式过滤；第三段：箱式过滤)三级净化后，进入空压机〔K2114〕。增压后出口压力为(A)，分为一次空气和二次空气，一次空气经流量计FE-21003送至氨空混淆器〔M2101〕与气氨平均混淆。。为了防备铁锈对铂网的污染，位于氧化炉以前的系统管线所有采纳铝或镍铬不锈钢等材质制成。混淆气体的配制氨和空气送到铂网以前务必混淆平均。这是保证氧化率和防爆的必需条件。配制混淆气体的方法有干式和湿式两种。①、干式将氨和空气按比率分别送入用同一电机或汽轮机带动的氨气和空气送风机，再经混淆器制成氨一空气混淆气。这样，即使便于调理混淆气的构成，又可在电机或汽轮机停机时，同时自行停止氨和空气的输送，进而防备一旦混淆气中氨含量过大而惹起爆炸。②、湿式先将氨水制成浓氨水，再在发生塔内用空气气提氨，即使氨解吸制成氨一空气混淆气。留下的稀氨水那么用泵送到吸氨塔循环使用。此法的长处是操作稳固，但氨水循环流程复杂，动工是需先制得必定浓度的氨水，不如干式法简易。本设计是采纳干法混淆气体。反应热的利用在氨氧化流程中一定考虑反应热的回收利用问题。氨氧化是激烈放热反应，从氧化炉出来的气体温度约860℃，尔后继工序NO的氧化以及NO2的汲取都要求在低温下进行，因此一定想法将反应热加以回收。其方法是使高温气体经过废热锅炉用以产生动力蒸汽，使之驱动蒸汽透平或产生饱和蒸汽以作他用。别的，依据工艺流程不一样，可将局部热量用来预热空气或NO2汲取后的尾气，以节俭蒸汽透平的动力。工艺流程简述(1)氨空混淆气的制备压力～(A)左右的液氨被送入蒸发器〔E2101-1/2〕中，蒸发为气氨，此中约80%的液氨在蒸发器〔E2101-1〕中被循环于蒸发器〔E2101-1〕和汲取塔上部冷却器之间的密闭循环水所蒸发。节余的液氨在蒸发器〔E2101-2〕顶用来自高压反应水冷器〔E2111〕的循环水所蒸发，用PIC-21001控制蒸发压力在〔A〕。氨蒸发器底部的油水混淆物连续地用控制阀HIC-21001排至氨蒸发器〔E2101-2〕，并通过就地调理将积蓄在氨蒸发器的水份和油等杂质排至协助蒸发器〔E2102〕中，用低压蒸汽蒸发，回收气氨。残留物排至排油罐〔D2107〕中，经氨蒸发器蒸发的气氨送入氨过热器〔E2103〕中，用低压蒸汽加热由TRCA-21022控制在100℃。气氨经过氨过滤器〔D2101〕过滤净化，在进入氨空混淆器〔M2101〕。空气经过空气过滤器〔D2102〕三级净化后，进入空压机〔K2114〕。增压后出口压力为(A)，分为一次空气和二次空气，一次空气经流量计FE-21003送至氨空混淆器〔M2101〕与气氨平均混淆。氨-空混淆气比值由FFRSA-21000控制为%，以一次空气的流量来确立气氨的流量。放空D2101M2101S4来自P2106E2101-1去C2101

E2103去R2101去E2112二次空气去R2102S4E2116

CWE2101-2S4E2102K2114CW液氨来自界区空气Y2111E2104D2102氨蒸发流程图(2)氨氧化氨-空气混淆气在217℃送入氧化炉〔R2101-1/2〕，经过上壳体三层散布器后平均地分部在7层铂催化剂网上，进行氧化反应：4NH3+5O2=4NO+6H2O+Q约97%原料氨转变为一氧化氮，同时也可能产生以下副反应：2NH3+2O2===N2O+3H2O-1105kJ/mol4NH3+3O2===2N+6H2O-1268kJ/mol2NH3===N2+3H2+mol2NO===N+mol4NH3+6NO===5N2+mol氨氧化反应所开释出的热量使氧化炉内温度高升至860℃，工艺气体经氨氧化炉下部的蒸汽过热器(E2106)和废热锅炉(E2105)回收热量后，温度降至400℃。一氧化氮的氧化一氧化氮氧化机理氨接触氧化后的气体中，主要含NO、O2、N2和水蒸汽，将一氧化氮持续氧化，即可获取氮的高级氧化物NO2、N2O3、N2O4：2NO+O2====2NO△H=KJ/mol(1)(2)2NO====NO△H=KJ/mol224NO+NO2====N2O3△H=KJ/mol(3)上述三个反应均为放热和体积减小的可逆反应，因此降低温度和增添压力会使反应均衡向右挪动，即有益于一氧化氮的氧化。式〔2〕和〔3〕的反应速度较快，NO和NO2生成N2O3的速度内即可抵达均衡。NO2叠合成N2O4的速度更快，在10-4S内即可抵达均衡。NO氧化成NO2是硝酸生产中重要的反应之一。与其余反应对比，这是硝酸生产中最慢的一个反应，是整个氧化过程的控制步骤。因此怎样提高NO的氧化速度是硝酸生产中的一个重要问题，而影响二者的要素有温度、压力、NO的初始质量和O2含量等。[17]氧化反应的影响要素2一○2982NO+O====2NO△H=①温度有上式可知该反应是放热反应，所以降低温度能加快NO氧化反应速度。②压力该反应为体积减小的反应，当其余条件必定，增添操作压力，能够减小反应容积，促进均衡向右挪动，氧化所需时间减少好多，能够大大加快NO的氧化速度。③气体构成依据实验，知一氧化氮氧化反应的反应速度与一氧化氮和氧的浓度均成正比。所以增添气体中NO的浓度，能够大大加快反应速度，缩短反应所需时间。但实质生产中，一氧化氮浓度遇到氨氧化过程的限制，因为氨氧化时气体中氨的浓度小于12%，所以，要提高反应速度，就只有增添氧浓度着手。用氨空气混淆气进行接触氧化时，假定氨的浓度在%以上，那么在此后的工序中还在增添含氧气体〔称二次空气〕。参加含氧气体量的多少，应能保证NO的氧化速度尽可能大。氧化所需空间尽可能小为原那么，这就要确立一个最适合浓度，一般状况下氧浓度为参加含氧气体的1/3为宜。综合上述，优秀的NO氧化工艺条件应是：加压、低温及适合的气体含量。一氧化氮氧化的工艺流程优秀的NO氧化工艺条件应是：加压、低温及适合的气体含量。这也是的优秀条件。

NO2汲取NO氧化工艺过程是：器〔E2108〕温度降至

废热锅炉出口的氧化氮气体流经串连的高温气—气换热器〔E2107〕及省煤156℃，跟着温度的降低，混淆气中的一氧化氮氧化为二氧化氮：在氨氧化反应中生成的NO不与水反应一定在NO2中被氧化以下的NO2是稳固的，但低于100℃时那么快速生成

,它与NO2化合成少许的N2O3。温度在200℃N2O4。上述反应均为放热反应，并陪伴有体积减少的特色，因此降低温度，提高压力有益于反应向右进行，并能缩短氧化时间。一氧化氮氧化为二氧化氮的化学均衡与反应中的温度、压力、组分等条件有关，当条件改变，均衡随之改变。这个反应在走开催化剂就开始，跟着气体的冷却，压力的提高以及补加二次空气都有益于反应向我们所希望的方向展开。氮氧化物的汲取氮氧化物汲取机理一氧化氮氧化后的混淆气体中含有NO，NO2，N2O3，N2O4等氮氧化物，习惯上称这气体为硝化气，硝化气中除一氧化氮外，均能与水发生作用，其反应式以下：2NO2+H2O====HNO3+HNO2一(1)△H○298=N2O4+H2O====HNO+HNO32一(2)○△H298=N2O3+H2O====2HNO一(3)△H○298=在汲取过程中，N23含量很少，所以式〔3〕能够忽视。而式〔1〕和式〔2〕的OHNO3和反应结果，都是生成等到分子的2，此中亚硝酸性质较开朗是很不HNO稳固的，只有在温度低于0℃，并且浓度极小时才能稳固存在。所以，在一般工业条件下，HNO2会很快按下式进行分解：3HNO2====HNO+2NO+HO3一○△H298=因此，用水汲取氮氧化物总反应式能够写成：3NO2+H2O====2HNO3+NO一△H○298=从上式能够看出，用水汲取NO2时，只有2/3NO2转变为HNO3，而1/3NO2转变为NO。工业生产中，需将这局部NO从头氧化和汲取。工艺条件的确定汲取温度NO2用水汲取的反应是放热反应，降低温度，均衡向生成硝酸的有益方向挪动。同时，NO的氧化速度也随温度的降低而加快。当汲取度不变时，降低温度可使汲取容积变小。所以不论从提高成品酸的浓度仍是从提到汲取设施的生产强度，降低温度都是有益的。因为NO2汲取和NO氧化放出大批的热，所以在汲取过程中要实时除掉这些热量以保证较低的汲取温度，除掉热量的方法一般都是用水，因为遇到冷却水温度的限制，汲取温度一般在20～35℃，假定要进一步降温，需利用液氨冷却盐水移去反应热，可使汲取温度降至0℃。操作压力提高压力，不单可使汲取向生成硝酸方向挪动，并且能够加快反应速率。同时，加压能够大大减少汲取窖，进而可降低设施所需不锈钢的花费。但压力不行选择过高，假如压力过高，那么动力耗费增添的多，二那么汲取设施对资料的需求更加苛刻。所以，最适合的操作压力的确定要全面权衡，往常依据汲取塔造价，压缩机及尾气膨胀机价钱，电能耗费以及成品酸浓度要求等要素决定。气体构成这主假如针对气体混淆物中氮氧化物和氧的含量而言的。①氮氧化物的含量依据汲取反应的均衡所知，要提高产品酸的浓度，第一要提高NO2的含量，或许要提高NO的氧化度。为此，气体在进入汲取塔前一定经过充分的氧化，以提高NO2的浓度。②氧的浓度如前所述，当氨一空气混淆气体中氨浓度大于%时，在汲取局部一定补加二次空气。因为NO氧化与NO2汲取同时进行，以致于很难确立最适合的氧含量。往常是控制汲取后尾气中氧浓度在3%～5%左右。假定尾气中的氧含量太高，说明前面补加的二次空气太多，稀释了氮氧化物的浓度，致使办理肚量大，阻力高。反之，假定尾气中氧含量太低，说明补加空肚量少，不利于氧化。汲取工艺流程氧化氮气进入低压反应水冷凝器〔E2109〕，用冷却水冷却到40℃可由TI21042读出。酸气混淆物送至氧化氮气分离器，分离出34%的硝酸的稀硝酸用稀酸泵〔P2104-1/2〕送至汲取塔相应浓度塔板上。分离后的氧化氮气体和来自漂白塔(C2102)的二次空气混淆，在氧化氮气压缩机(K2113)中压缩至〔A〕℃后，经尾气预热器〔E2110〕冷却，进入高压反应水冷凝器〔E2111〕进一步冷却到40℃，氧化氮气和冷凝酸一同送入汲取塔底部。在汲取塔塔板上氧化氮气被水汲取生成硝酸，总反应以下：3NO2+H2O=2HNO3+NO+142kcal/kg汲取工艺气体所需的工艺水由工艺水泵(P2103-1/2)送至汲取塔顶部，与塔底进入的氧化氮气体逆流接触，在汲取塔塔板上冷却盘管〔1-8层用循环水冷却，9-26层用闭路循环水冷却，27-32层用溴化锂冷冻机组出来的冷冻水冷却〕移走汲取热和氧化热，在汲取塔底生成浓度为60%的稀硝酸，进入漂白塔顶部塔板，由漂白塔底部通入二次空气气提出溶解在酸中的NOx气体。在动工阶段时，存入动工酸槽〔D2109〕的不合格酸，经动工酸泵〔P2105〕送入到硝酸汲取塔的第6、14、24层塔板上回收。(4)脱硝硝酸汲取塔中所生成的酸溶液中含有亚硝气体，使酸带有绿色，用热空气气提的方法去除酸溶液中的亚硝气。来自硝酸汲取塔的成品酸送至漂白塔〔C2102〕塔板上，从空压机出来的二次空气先在二次空气冷却器中被来自汲取塔的尾气冷却到约120℃后进入漂白塔底部，与来自硝酸汲取塔的成品酸逆流接触，漂白后的气体与氧化氮分离器出来的氧化氮气体混淆后进入氧化氮压缩机。经漂白后的成品酸含HNO2<100ppm，在酸冷却器〔E2114〕顶用冷却水冷却到50℃，由LICA21009控制漂白塔的液位送往成品酸槽。酸冷却器出口的酸温度和流量由TI21030和FRQ21007上读出。工艺计算物料衡算[18]中采纳双加压法时，由节的表3可知：1〕生产时间：除设施检修及放假时间，整年的生产时间为300天，即7200h；2〕氨气的入口浓度为：~%〔V/V〕；3〕以氨计，全厂收率为98％；4〕氧化反应收率为96％；5〕生产的硝酸浓度为58~62%〔W/W〕；6〕尾气构成中含％〔V/V〕的NO。基准：反应器进料100kmolNH3。反应器〔氧化〕在氧化反应器中主要反应为：53△Hro=-226334kJ/kmol反应1：NH3(g)+O2(g)→NO(g)+H2O(g)42反应2:NH3(g)+321232rO(g)→N(g)+HO(g)△Ho=-316776kJ/kmol422反应3:NH3(g)+3NO(g)→52(g)+32△r24N2HO(g)Ho=-452435kJ/kmol对反应1,在96%的收率时，生成的一氧化氮(NO)=100×=96kmol3所需的氧(O2)=9654氧化器生成的水(H23空气×O)=96=144kmol22，其余4%的氨(NH3反应生成氮)(N)物料衡算图1生产1mol氮〔N2〕需氧〔O2〕为3/2mol，由反应式2,得：生成氮=4=2kmol2所需氧=4×3=3kmol4生成水=4×3=6kmol2所以，所需氧总量=120+3=123kmol生成水总量=144+6=150kmol向反应器供应的空气是过度的，一方面使氨浓度低于爆炸极限〔氨浓度为~%〕，同时可使一氧化氮氧化成二氧化氮。反应４：NO(g)+122△Hro=57120kJ/kmol2O(g)→NO(g)氨的入口浓度取为11%〔V/V〕，故供应的空肚量=100/11×100=909kmol空气构成:79%N2,21%O〔V/V〕所以进入氧化炉的氧和氮的流量:氧(O2)=909×=191kmol氮(N2)=909×=718kmol未反应的氧，即出口物流中的氧=191－123=68kmol出口物流中的氮为空气中的氮和氨氧化反应中生成的氮的总和。出口物流中的氮=718+2=720kmol计算结果，物流构成以下:物料衡算表1物料进料(3)出料(4)kmolkgkmolkg310017000NHNO0962880H2O微量1502700O21916112682176N27182021472020210∑2791627916注：(1)进猜中水量较小，可忽视不计

.(2)出口气体中有一些二氧化氮(NO2)，但氧化器温度在870至900℃时量较小〔3〕总输入量应等于总输出量。总量的计算，可校核物料均衡的计算。

,一般小

1%废热锅炉〔WHB〕和冷却-冷凝器走开氧化炉的气体，经废热锅炉、蒸汽过热器和冷却—冷凝器换热温度降低。在废热锅炉、蒸汽过热器中，固然没有物料的分离，但组散发生变化，温度也降落了。氧化的量取决于停下时间和温度，在冷却—冷凝器的出口根本上抵达了完整氧化，冷凝的气体和水形成30～40%〔W/W〕的稀硝酸。冷却—冷凝器的均衡入口物料与氧化炉出口物流4构成同样。设冷却—冷凝器温度为40℃，冷却水的最高温度约为30℃。这样二者温差约为10℃。假如走开单元的构成取为35%w/w〕，假定在出口温度下，气体与冷凝液体处于均衡，这样就能够估量气相构成。在40℃，45%硝酸液面上水的蒸气压力为，总压取450KPa。出口气体物流中的摩尔分率可由水蒸气压与总压之比获取：103-3450103=×10第一次试差,假定在入口物流中所有水都冷凝,那么冷凝的水为：150kmol=2700kg二氧化氮和这些水联合成35%的溶液反应5:3NO2+H2O→2HNO3+NO为方便计算，在计算中取冷凝液100kmolHNO3(100%)作为协助基准:1对反应5,形成100kmolHNO3所需的水量=100×=50kmol=900kg，2100kmolHNO3质量=100×63=6300kg将100%硝酸稀释至35%硝酸所需的水为：630065=11700kg35形成稀硝酸的总的水量=900+11700=12600kg将此计算基准换算至原来100kmol氨(NH3进料量基准:)形成硝酸(HNO3)=100每100kmolNH3料液冷凝水每100kmolHNO3形成45%酸的总水量=100×2700=12600反应5耗费的二氧化氮(NO23=×)=2生成一氧化氮(NO)=×1=kmol2反应所需的水(H2O)=×1=kmol2未与二氧化氮(NO2反应的冷凝水量==)走开冷凝器气体中，未氧化的一氧化氮〔NO〕量取决于逗留时间及入口物流中一氧化氮〔NO〕和二氧化氮〔NO2〕的浓度。为简化起见，均衡计算时出口气体中一氧化氮〔NO〕的量取为在冷凝器中汲取二氧化氮〔NO2〕形成硝酸时所生成的一氧化氮〔NO〕量。出口气体中一氧化氮〔NO〕为。这样在出口物流中未反应的氧能够由单元氮氧化物及氧的均衡式计算获取。氮氧化物均衡进料(NO+NO2总量为物流3形式)4中的一氧化氮(NO)=96kmol，此中是作为HNO走开的，所以出口气流中(NO+NO2量=96-=，假定一氧化氮为,那么出口气体中)二氧化氮量=7406-=kmol。氧均衡为，走开此单元的氧为假定未反应的氧(O2:)Xkmol〔NO+NO2+X)气体,物流6+〔3HNO3+1H2O)酸,物流7222=〔3++X〕+(×+)=〔171+X〕kmol222进入单元的氧=(NO+O2+H2O)物流5=96＋68＋150222=191kmol2由氧均衡得未反应氧(O2)X=191-171=以下对第一次试差时，所有的水蒸气都冷凝的假定进行校核。在气流中的水量=总流量×摩尔分率。气体总流量〔忽视水〕为++20+720=,水的摩尔分率预计为：×10-3，所以水蒸汽××-3=10=kmol冷凝水==kmol应用此值从头计算，能够获取更好的近似值。可是酸，氮氧化物，氧和水的流量变化较小，所以，只需改变原来在气流中的冷凝水量即可。物流(6)中水物流(7)中水计算结果，物流构成以下：物料衡算表2物料气流(6)酸(7)kmolkgkmolkgNO321微量NO2微量O2640N272020210HNO3N2O∑校核：物料(6)+(7)总量=+=27916kg与物流(4)出口总量27916kg同样。汲取塔在汲取塔，气体中的二氧化氮(NO2)是用水汲取，生产约52%〔W/W〕的酸，为了使入口气体中的NO氧化生成NO2，一定供应足够的氧，氧化速率取决于氧的浓度，所以氧老是过度的，在较好操作状况下，从汲取塔排放的尾气中应含有约3%O2。尾气1011水698二次空气12物料衡算图2物料(6)构成为：进入汲取塔入口物流中：一氧化氮(NO)为，氧(O2)为将物流中一氧化氮(NO)氧化为二氧化氮(NO2)所需的氧，依据反应式(4),得氧(O2)为=5.35kmol。所以，入口物流中游离的氧=kmol2将反应〔4〕和反应〔5〕联合，得汲取二氧化氮(NO2)，生产硝酸的总反应式：反应式6：4NO222→3+2HO+O4HNO应用这一反应，在汲取塔氧化生成一氧化氮(NO)所需的氧为：211〕]×〔〕×=kmol[〔NO+NO物料6中=+44(O2为：这样，除入口气体中的氧量外，完整氧化所需的氧4kmol)设二次空气的流量为ykmol，所以，二次空气中的氧(O2为kmol，此中4kmol)的氧在汲取塔中和一氧化氮(NO)反应，所以尾气中游离的氧为〔〕kmol。进入汲取塔的氮(N2量不发生变化，所以在尾气中：)氮=从冷凝器进入汲取塔的氮+二次空气中的氮=〔720+〕kmol尾气中其余组分的量可忽视，主假如氮(N2)和氧(O2)的量，所以尾气中氧(O2)的百分数为：4)100(7200.79y)=3(0.21y4)由此得y=kmol尾气中的氧(O2)=×4=尾气中的氮(N2)=×+720=kmol在尾气中将含有%～%一氧化氮(NO),假定以%计，那么尾气构成中一氧化氮(NO)量为：总流量×〔=N2+O2〕流量×=〔+〕×=kmol二次空气的量是依据所有氮氧化物被汲取的假定计算的，其也能够由尾气中O2浓度假定值计算获取，这一数值不会变化，可是尾气中的的数值要进行校订，以知足均衡的要求。从反应(4)和反应(6)能够计算未反应的氧(O2)，因为Kmol的一氧化氮(NO)未被氧化或汲取，所以尾气中的(O2)调整为：+〔1+1〕=kmol42在入口水温，比如25℃时，尾气将被水所饱和。25℃时，水的分压为，汲取器压力为450MPa，那么水的摩尔分率为：-3=×10450-3=尾气中的水为〔+〕××10物流〔11〕，所需的水：除在尾气中同意的一氧化氮(NO)量外，汲取氮氧化物等于生成硝酸(HNO3),〔反应式6〕由反应6,化学计量计算所需的水为：4

×2=kmol走开汲取器的酸浓度取为52%〔W/W〕，稀释水为0.48=4288.85kg=kmol所以，包含入口物流〔6〕中的水蒸气，而不计二次空气的少许水，那么总水量为：=计算结果，物流构成以下：物料衡算表3物流二次空气(8)入口(9)尾气(10)进料水(11)酸(12)kmolkgkmolkgkmolkgkmolkgkmolkgNONO2微2ON2HNO32微4950HO∑4950总量校核：物流(6)+(8)=(9)+==(邻近)物流(9)+(11)=(10)+(12)+4950=+=〔靠近〕生成的酸从冷凝器HNO3=kmol=1348.2kgH2从汲取器HNO3=kmol=4646.25kgH2O=kmol=4288.85kg总量HNO3=+H2所以HNO32+HO=12715.1kg混酸浓度=×100%=%物料衡算表4物料生成的酸〔13〕kmolkgHNO3H2O∑总收率总收率可由氮均衡计算获取：收率=生产硝酸(HNO3)中的氮〔N2〕Kmol×100%料液氨〔NH3〕中的氮〔N2〕Kmol100%=%100/2放大至所需生产的速率本设计任务是生产27万吨/年〔58%〕的稀硝酸。3.12107=7200计算基准为100kmolNH3，能够生产，故放大因子为4333.33=5994.45不计生产过程中的损失，将所有物流乘以这一因子，比如从冷凝器出来的物流6〕：物料衡算表5物料100kmolNH3万吨/年的质量流速基准质量/kg放大因子/kg/hNONO2O2×N220210H2O∑24136能量衡算[19，20]基准：1h压缩机〔透平机〕计算压缩机功率及其所需能量空气总量=一次空气+二次空气=〔6112+20214++〕×入口流速为21815.72=s3600在15℃，入口条件下288体积流速为××3/s273Ep=74％应用离心压缩机，从有关资猜中查出n1np2n1功〔单位kmol〕为Z11p1n1m出口温度T21P2P1设空气γ可取为m=-1=1Epn=111m1m入口空气取为15℃，无中间冷却，故T2=288×=K由此说明温度较高，需要进行中间冷却。假定压缩机分为两段。每段的功靠近相等。取中间冷却器气体出口温度为60℃，在等功状况下，中间级压力为P=P出=0.45==进固然中间压力取为，每段功其实不严格相等，特别是入口温度变化时，可是两段的功是靠近的。第一段功，入口15℃1.641·-1功=1×288××1第二段功，入口60℃1.641-11·功=1×333××1=kmol总功=+=kJkmol·-1压缩机功率=功流速36=×10=×10J/s=效率每小时所需的能=×3600=4680MJ压缩机出口温度=333×=447K设为180℃因为温度较高，所以不用进行预热就能够进入反应器。氨气化氨是在压力下以液体状态储存的。在下的饱和温度为0℃，假定进入气化器的料液温度为15℃，那么氨不需要汽化即可。进入气化器的流速为1700×=1224kg/h型混淆空气Cp=1kJ/kgK氨蒸气Cp=kJ/kgK进料空肚量=〔6112+20214〕×=h在T型混淆范围进行能量均衡，取进入氧化器的温度t3为基准温度，那么××〕+××〔15-t3〕=0〔180-t3t3=130℃=403K氧化器假定氧化器是在绝缘条件下操作，所用的数据以下：1反应1，△H=-226334kJ?kmolNH31反应2，△H=-316776kJ?kmolNH3反应中收率的损失以为是由反应2惹起的。由反应1，反应的氨量=进入氧化器的氨流量×反应器收率=100××=h由反应2，反应的氨量=100××=h流量和热容的数据汇总以下页表:能量衡算表1物流进料(3)产品(4)Cop/〔kJ·kmol-1·K-1〕组分kmol·h-1kmol·h-1ab×4×6910c10d×10NH723O2N21066NOH2O108(1)、反应热r,1r,1o)1=226334×=kJ/hQ=(-△Hnr,2r,2o)2=316776×=hQ=(-△Hn(2)、设基准温度为25℃，因进料(3)的温度为130℃，所以料气带入的热量为：能量衡算表246组份kmol/hna×××9nd10NH372O23887216193NΣnip,i22058-53450CH1403niCpi0)dT(29840353450T10417581.9T210629123.6T3109)dT=(22058298=Hmk(3)、焚烧后气体带走的热量为:能量衡算表3组分kmol/hNa×4×6×9nb10nc10nd10O2N2NOH2OniCp,iH2T(niCpi0)dT298T(23163.669459T10416648.1T210614673.6T3109)dT=298依据能量守衡Q2=Q1+Qr,得H2=△H1+Qr,1+Qr,2解得T=1145K=872℃主要设施的工艺计算和选型氨氧化炉[23，24]氨催化氧化过程的核心设施是氧化炉，选择的根本要求以下：1〕、保证反应气体能够平均的经过整个催化剂截面；2〕、在能保证气固接触最大反应面积前提下，应尽可能减小设施体积，以减少热损失；3〕、设施构造简单，装卸催化剂方便。当前工业应用氧化炉有常压式、中压式、高压式。本设计采纳的是中压式氧化炉，中压式氧化炉当前常使用的是：氧化炉-直流式废热锅炉联合装置和双加压法氧化炉与废热锅炉联合装置。后者造价较高，我国广泛采纳前种联合装置。设施简介氧化炉-直流式废热锅炉联合装置当今中国采纳较为广泛。氧化炉直径为3m，采用5张铂铑钯网和一张纯铂网，设计氧化率为96%，联合装置上部为氧化炉，中部为过热器，下部为立式废热锅炉。氨空气混淆气由氧化炉顶部通入，经气体散布板、铝环和不锈钢环填补层，负气体均布于铂网上。为了充分利用氨的反应热，在中部过热器中，高温的氨氧化物与干饱和蒸汽进行间接换热，产生过热蒸汽。氨氧化物气体在进入下部换热器的列管内，与列管间的水进行换热，产生饱和蒸汽，换热器间的水与锅炉汽包形成自然对流循环。汽包分离出来的水仍回到锅炉。废热锅炉的管板采纳椭圆形构造，以改良热赔偿能力。该设施生产能力大，铂网生产强度高，压力降小，操作方便。工艺计算及选型氨空气混淆肚量为：F=(100+191+718)入口温度取：429K〔由热量衡算得〕那么化为体积流量为：741××403/273=h气氨量为：×=1224kg/h氨空气混淆压力为：MPa〔绝压〕催化层温度为：872℃氧化率为：96%

×=741kmol/h依据3.3.2节铂网规格表中的数据，选择的铂网规格为：网丝直径为：0.008cm孔数:n=1024孔/cm2线数:32活性表面积：S=1.608m2/m2铂网的容积百分率：f=氨催化氧化炉直径和生产强度的计算:-63氨催化氧化的接触时间：lgζ=α+×α10当氨的氧化率α=96%时-63lgζ=×96+××10(96)ζ=×-410s入炉混淆气体在标准状态下的体积为：VO=741×3反应温度T=872+273=1145K铂网张数

m=6

张网丝直径

d=0.008cm操作压力P=MPa=450KPa查的铂网容积百分率将上列各值代入下式得氨氧化炉横截面积：S′=ζVOT/-4×××450×6)=×10××1145/=㎡铂网的有效直径：4S4D=1.20m每平方米的铂网表面积为S〞：S〞=n=××10242/㎡所有铂网的总表面积为:F=×6×=铂网的生产强度：A=1224×24/=m·d〔NH3〕而中压法的铂网生产强度能够抵达3000Kg/m2·d〔NH3〕，所以完整能够知足生产需求。依据以上计算和有关资料得出本设计选择的氧化炉规格以下：1300×10093材质不锈钢和碳钢该氧化炉直径为，采纳5张铂铑钯网和一张纯铂网，操作压力，温度872℃，设计氧化率96%，联合装置上部为氧化炉，中部为过热器，下部为立式废热锅炉。酸汲取塔NO2汲取塔是制酸系统的主要设施，选择的根本要求以下：1〕、生产能力大，即单位时间，单位塔截面的办理量大；2〕、分离效率高，即每层塔板的分离程度大；3〕、操作弹性大，即最大气速负荷与最吝啬速负荷之比大，说明气速负荷颠簸较大时也能够保持正常操作；4〕、流体阻力小，即气体经过每层塔板的压强降小；5〕、塔的构造简单，造价便宜，安装简单，维修方便，运行靠谱。汲取塔因操作压力不一样，可分为常压和加压两种汲取塔；而按塔型又可分为填料塔、泡罩塔、筛板塔等多种种类。本设计采纳加压汲取塔，加压汲取往常都采纳筛板塔，一般内装塔板30～40块。为移去反应热，在塔板上设置冷却蛇管，依赖冷却介质间接换热。下边对该设施进行简单计算：进塔肚量为：×××313/273=h出塔肚量为：××=h汲取压力为：(绝压)入口温度为40℃V=P0V0T31322733/hPT0汲取塔直径：4Vs=4D=u其余设施选型[25]尾气透平膨胀机：向心式膨胀器P320—35/11—11介质：尾气进气温度：180℃进气压力：(绝)出口压力：Mpa(绝)出口温度：110℃流量：17000Nm3/h功率：600KW(输出)离心式压缩机：DA—1000—51介质：空气进气温度：15℃进气压力：(绝)出口压力：Mpa(绝)出口温度：175℃流量：20000Nm3/h功率：1800KW(需要)车间设施部署车间部署设计的原那么：最大限度地知足工艺生产包含设施维修的要求；有效得利用车间部署的要求；要为车间的技术经济指标、先进合理以及节能等要求创建条件；考虑其余专业对本车间部署的要求；要考虑车间的展开和厂房的扩建；车间中所采纳的劳动保护、防腐、防火、防毒、防暴及安全卫生等举措能否切合要求；本车间与其余车间在总平面图上的地点合理，力争使它们之间输送管线最短，联系最方便；考虑建厂地域的气象、地质、水文等条件；人流物流不可以交织。在本次设计中，我们依据设计的工艺流程进行部署，把整个工艺流程分为三个局部：液氨的汽化局部，氨的催化氧化局部，酸的汲取局部这三个阶段。在这三个阶段的整体部署上，采纳以氨的催化氧化局部为中心，其余两个局部环绕它进行部署的方法。之所以采纳这类部署方法是因为这样能够防备不用要的交织和迂回，使部署明亮、缩短输送物料的管道长度，以降低投资、阻力和热〔冷〕能量的损失。第一，关于氨氧化局部，我们选择采纳室内安装。在这里主假如氧化炉的安装。这样就便于对反应过程的实时控制，以及关于反应器状态的察看。而关于液氨气化局部的部署，我们采纳露天部署，主要的设施按流程的序次挨次有：液氨过滤器，液氨蒸发器，气氨过滤器，以及空气过滤器，透平机，氨空气混淆器等。这样的部署既能够降低建设的花费，又能够减罕有毒，易爆的气态氨的齐集，降低危险事故发生的几率。其次是酸的汲取局部，采纳露天部署，在这一过程中，主要的设施是汲取塔，在本设计中因为使用两个汲取塔，那么设计中采纳集中部署，这样能够减小占地面积，减少建筑的投资，也能够方便操作和维修。在此次车间部署的设计中，为了安全生产，检查和维修的需要，关于固定设施之间的距离不小于0.7m;可挪动设施与其余设施的距离不小于1m。综上：在车间部署的设计中，我们采纳节俭占地面积，在知足安全生产，方便检查和维修的条件下尽量使部署紧凑、合理。10硝酸尾气的办理国际上对硝酸尾气排放标准日趋严格，

一般

NO排放浓度不得大于X

2×10-4〔质量分数〕，我过规定居住区氮氧化物〔换算成NO2〕的最高允许浓度为m3,生产车间空气中氮氧化物〔换算成NO2〕为5mg/m3〕。只管采纳加压法产生的尾气中NO的含量很小，但治理硝酸尾气对环境保护意义重要。当前,国内外硝酸尾气的办理可概括为三大类：一是用溶液进行湿法汲取；二是用固体物质进行汲取或吸附；三是用催化剂进行催化转变。溶液汲取法湿法汲取的长处是办理肚量大，不受操作压力限制，且方法简易，操作稳固。采纳常压、低压汲取的硝酸厂用此法办理尾气是比较合适的。其弊端是办理精度不高，副产物用量不大。最近几年来对湿法汲取进行了一些改良，还提出了用新式的活性溶液作汲取剂的方法，如采纳酸性尿素溶液或高锰酸钾溶液作汲取剂等。湿法汲取通用H2SO4、HNO3、NaOH和NaCO3等碱液汲取常用有碱液是NaOH、NaCO3、以及Ca(OH)2、NH4OH和Mg(OH)2等。用NaOH或NaCO3汲取尾气中氮氧化物的反应以下：2NO2+2NaOH=NaNO+NaNO3+H2O〔1〕NO+NO2+2NaOH=2NaNO+H2O〔2〕2NO2+Na2CO3=NaNO2+NaNO3+CO2〔3〕因为NaOH价钱比较昂贵，而低价的Ca(OH)2,又因溶解度较小简单拥塞设施，所以当前常用的是NaCO3。其浓度一般控制在20～30%，浓度过高时速度会稍有降落，且可能会有结晶析出，浓度太低，循环碱液量大，增添设施窖和动力耗费，并蒸浓溶液耗热量多。碱液汲取中采纳Mg(OH)2的悬浮水溶液作汲取剂是较新的方法。该法的根来源理是：Mg(OH)2水溶液汲取氮氧化物后生成亚硝酸镁悬浮液。亚硝酸镁加热至140℃，便分解为NO和硝酸镁，硝酸镁用氨办理，并以硝酸铵形态回收，所得Mg(OH)2水溶液再用于汲取。汲取和重生反应为：Mg(OH)2+NO+NO2=Mg(NO2)2+H2O〔1〕3Mg(NO2)2+2H2O=2Mg(OH)+Mg(NO3)2+4NO〔2〕Mg(NO3)2+2NH3+2H2O=2NH4NO3+Mg(OH)2〔3〕该法与一般碱液汲取的差别在于：应用此法可回收NO以增添硝酸产量，同时汲取液可循环使用，这在经济上是有益的。亚硫酸溶液汲取法利用硫酸尾气回收的排出液(亚硫酸铵和亚硫酸氢铵)来清洗硝酸尾气中的NOx抵达较好的综合成效,汲取率可达75%以上。汲取反应以下:4(NH4)2SO3+2NO2→4(NH4)2SO4+NO2由上边表达可知,本法是公司综合治理各种尾气的中间一环,应用有必定限制性。延伸汲取法采纳比一般汲取法更大的汲取容积和较低的汲取温度,以获得更好的汲取成效。此法合适高压法(如～以上全加压法),可使汲取后的NOx气局部排出,局部返回汲取塔入口,本法弊端是增添了投资花费。用稀硝酸加钒盐汲取法在硝酸中增添钒盐,用来汲取尾气中的NO,使后者氧化、汲取生成硝酸。比如在浓度为10%～30%硝酸中增添钒盐2%～3%(以V2O5计),逆向汲取尾气,能将含NOx800～3000ppm尾气(逗留时间约130秒)中的NOx脱除90%以上,富液用100℃的少许空气解吸,NOx返回硝酸生产系统。硝酸汲取法以气液比35∶1,气温20℃,用浓度20%～30%不含NOx的HNO3办理含NO1%～2%的尾气,脱除率可达90%,用空气解吸出NOx,后者返回硝酸生产系统。以上五种方法中,以碱液汲取法应用最为一般。固体物质汲取或吸附法固体物质汲取法该法的特色是汲取过程简单，汲取成效好，脱除精度高，但汲取剂用量大，汲取后生成的副产品量也大。办理有困难。研究使用的汲取剂有石灰、磷矿粉、固体纯碱、泥煤等，当前均处于小型试验或中型试验阶段。固体吸附法这类方法是以分子筛、硅胶、活性炭和离子互换树脂等到固体物质作汲取剂。此中活性炭的吸附容量最高，分子筛次之，硅胶最低。当吸附剂无效后，可用热空气或蒸汽重生。分子筛不吸附NO,所以要先将NO氧化成NO2。此法长处是净化度高，同时又能回收氮氧化物，弊端是吸附容量低。当尾气中NOX含量高是，吸附剂需要量很大，且吸附重生周期短。所以，该方法在工业上未能获取宽泛应用。催化还原法催化还原法的特色是脱除NOX效率高，并且不存在湿法汲取陪伴产生废液或副产品的办理问题。在用于加压汲取时还可利用尾气膨胀透平回收能量。催化还原法是当前被宽泛采纳的硝酸尾气治理方法。催化剂还原法可分为选择性和非选择三种,均采纳铂、钯、铑和钌等贵金属作催化剂。A选择性还原法250～350℃下进行,还原剂为NH3,发生以下三个反应:4NH3+6NO5N2+6H2O+mol〔1〕8NH3+6NO27N2+12H2O+mol〔2〕3222〔3〕4NO+4NH+O4N+6HO别的还有很少许NO和N2O生成。本法NOx转变率可达99%,尾气中NOx含量小于200ppm,NH