В диапазоне 400 – 600ºС процесс стремятся провести так, чтобы по мере увеличения степени превращения температура уменьшалась.

     Чаще  всего в промышленности используют полочные контактные аппараты с наружным теплообменом. Схема теплообмена  предполагает максимальное использование  теплоты реакции для подогрева  исходного газа и одновременное  охлаждение газа между полками.

     Одна  из важнейших задач, стоящих перед  сернокислотной промышленностью, - увеличение степени превращения диоксида серы и снижение его выбросов в атмосферу. Эта задача может быть решена несколькими  методами.

     Один  из наиболее рациональных методов решения этой задачи, повсеместно применяемой в сернокислотной промышленности, - метод двойного контактирования и двойной абсорбции (ДКДА). Для смещения равновесия вправо и увеличения выхода процесса, а также для увеличения скорости процесса  процесс проводят по этому методу. Его сущность состоит в том, что реакционную смесь,  в которой степень превращения SO₂ составляет 90 – 95%, охлаждают и направляют в промежуточный абсорбер для выделения SO₃. В оставшемся реакционном газе соотношение O₂:SO₂ существенно повышается, что приводит к смещению равновесия реакции вправо. Вновь нагретый реакционный газ снова подают в контактный аппарат, где на одном-двух слоях катализатора достигают 95% степени превращения оставшегося SO₂.суммарная степень превращения SO₂ составляет в таком процессе 99,5% - 99,8 %.

     3.Абсорбция триоксида серы. Последней стадией процесса производства серной кислоты контактным способом является абсорбция триоксида серы из газовой смеси и превращение его в серную кислоту.

     nSO₃ + H₂O = H₂SO₄ + (n-1)SO₃+Q………(3)

     если  n>1, то получается олеум (раствор SO₃ в H₂SO₄)

     если  n=1 , то получается моногидрат (98,3% H₂SO₄)

     если  n<1, то получается разбавленная серная кислота

     При выборе абсорбента и условий проведения стадии абсорбции необходимо обеспечить почти 100%-ное извлечение SO₃ из газовой фазы. Для полного извлечения SO₃ необходимо, чтобы равновесное парциальное давление SO₂ над растворителем было ничтожно малым, так как при этом будет велика движущая сила процесса абсорбции. Однако, в качестве абсорбента нельзя использовать и такие растворы, над поверхностью которых велико равновесное парциальное давление паров воды. В этом случае еще не растворенные молекулы SO₃ будут реагировать с молекулами воды в газовой фазе с образованием паров серной кислоты и быстро конденсироваться в объеме с образованием мельчайших капель серной кислоты, диспергированных в инертной газовой среде – азоте, т.е. с образованием сернокислотного тумана:

      SO_3(г) + H₂O_(г)                H₂SO_4(г)             H₂SO_{4(туман)} ; Q>0

     Туман плохо улавливается в обычной абсорбционной аппаратуре и в основном уносится с отходящими газами в атмосферу, при этом загрязняется окружающая среда и возрастают потери серной кислоты.

     Высказанные соображения позволяют решить вопрос о выборе абсорбента. Оптимальным  абсорбентом является 98,3%-ная серная кислота (техническое название – моногидрат), соответствующая азеотропному составу. Действительно, над этой кислотой практически нет ни паров воды, ни паров SO₃. Протекающий при этом процесс можно условно описать уравнением реакции:

     SO₃ + nH₂SO₄ + H₂O= (n+1) H₂SO₄

     Использование в качестве поглотителя менее  концентрированной серной кислоты  может привести  к образованию  сернокислотного тумана, а над 100%-ной  серной кислотой или олеумом в  паровой фазе довольно велико равновесное  парциальное давление SO₃, поэтому он будет абсорбироваться не полностью. Однако если в качестве одного из продуктов процесса необходимо получить олеум, можно совместить абсорбцию олеумом (1-й абсорбер) и абсорбцию 98,3%-ной кислотой (2-й абсорбер).

     В принципе при высоких температурах над 98,3%-ной кислотой может быть значительным парциальное давление паров самой кислоты, что также будет снижать степень абсорбции SO₃. Ниже 100ºС равновесное давление паров H₂SO₄ очень мало и поэтому может быть достигнута практически 100%-ная степень абсорбции.

     Таким образом, для обеспечения высокой степени поглощения следует поддерживать в абсорбере концентрацию серной кислоты, близкую к 98,3%, а температуру ниже 100ºС. Однако в процессе абсорбции SO₃ происходит закрепление кислоты (повышение ее концентрации) и в силу экзотермичности реакции увеличивается температура. Для уменьшения тормозящего влияния этих явлений абсорбцию ведут так, чтобы концентрация H₂SO₄ при однократном прохождении абсорбера повышалась только  на 1-1,5%, закрепившуюся серную кислоту разбавляют в сборнике до концентрации 98,3%, охлаждают в наружном холодильнике и вновь подают на абсорбцию, обеспечивая высокую кратность циркуляции. 

     Список  оборудования применяемого в данном проекте:

1. Печь для сжигания серы КС-200.
2. Промывная башня (брызгоулавливатель) марки ПБ.
3. Сушильная башня марки СБ .
4. Контактный аппарат марки К-39-4 (производительность 2,92 т /ч).
5. Абсорбер для кислоты технической марки АТ.
6. Абсорбер для кислоты реактивной АР.

4. Выбор  и расчет потребности в основном  технологическом оборудовании для выполнения программы

     Согласно  производственной программы планируется  выпускать два вида серной кислоты: техническую (с содержанием моногидрата 92,5%) и реактивную (с содержанием  моногидрата 94%).

     Технической кислоты планируется выпустить  32500 тонн в год, а реактивной 22500 тонн в год.

     Пересчитаем эти данные на 100% моногидрата:

     32500*0,925=30062,5 тонн

     22500*0,94= 21150 тонн

     Итого в год планируется выпустить 30062,5+21150= 51212,5 тонн ( в пересчете на 100% моногидрат H₂SO₄).

     1.Расчитаем  необходимое количество печей для сжигания серы:

     А) эффективный фонд времени в среднем  за год:

     Т_эф^ср = Т_ном – Т_ппр^ср

     Т_ном=365*24=8760 ч (т.к. производство непрерывное то и количество дней берем равным календарному году).

     Вычислим  Т_ппр^ср:

     Т_ппр^ср=

       _кап= =1

      _ср= =2

      _ср=2-1=1

      _тек= =48

      _тек=48-1-1=46

       m= =3.93

     Т_ппр^ср = =400 ч

     Т_эф^ср = 8760 – 400=8360 ч

     Б) вычислим необходимое количество оборудования:

       =51212,5/(5,79*8360)=1,06

       =1,06 → =1.

     2.Расчитаем  необходимое количество промывных  башен:

     А) эффективный фонд времени в среднем  за год:

     Т_эф^ср = Т_ном – Т_ппр^ср

     Вычислим  Т_ппр^ср:

     Т_ппр^ср=

       _кап= =1

      _ср= =4

      _ср=4-1=3

      _тек= =48

      _тек=48-3-1=44

       m= =3.93

     Т_ппр^ср = =501 ч

     Т_эф^ср = 8760 – 501=8259 ч

     Б) вычислим необходимое количество оборудования:

       =51212,5/(3,45*8259)=1,80

       =1,80 → =2.

     3.Расчитаем  необходимое количество контактных  аппаратов:

     А) эффективный фонд времени в среднем  за год:

     Т_эф^ср = Т_ном – Т_ппр^ср

     Вычислим  Т_ппр^ср:

     Т_ппр^ср=

       _кап= =1

      _ср= =2

      _ср=2-1=1

      _тек= =48

      _тек=48-1-1=46

       m= =3.93

     Т_ппр^ср = =271 ч

     Т_эф^ср = 8760 – 271=8489 ч

     Б) вычислим необходимое количество оборудования:

       =51212,5/(9,34*8489)=0,65

       =0,65 → =1.

     4.Расчитаем  необходимое количество сушильных  башен:

     А) эффективный фонд времени в среднем  за год:

     Т_эф^ср = Т_ном – Т_ппр^ср

     Вычислим  Т_ппр^ср:

     Т_ппр^ср=

       _кап= =1

      _ср= =4

      _ср=4-1=3

      _тек= =48

      _тек=48-3-1=44

       m= =3,93

     Т_ппр^ср = =206 ч

     Т_эф^ср = 8760 – 206=8554 ч

     Б) вычислим необходимое количество оборудования:

       =51212,5/(3,45*8554)=1,73

       =1,73 → =2.

     5.Расчитаем  необходимое количество абсорберов  для кислоты технической:

     А) эффективный фонд времени в среднем  за год:

     Т_эф^ср = Т_ном – Т_ппр^ср

     Вычислим Т_ппр^ср:

     Т_ппр^ср=

       _кап= =1

      _ср= =5

      _ср=5-1=4

      _тек= =120

      _тек=120-5-1=114

       m= =9,86