- •1. Основные понятия
- •Модуль 2
- •Примеры расчетов с использованием стехиометрии химических процессов
- •Примеры термодинамических расчетов ХТП
- •Практические индивидуальные задания
- •4. Закономерности протекания гетерогенных технологических процессов
- •4.1. Основные понятия. Стадии гетерогенного процесса
- •4.2. Кинетические модели гетерогенных процессов
- •Модуль 3
- •1. Общие представления о химическом агрегате и реакторе.
- •Модели реакторов
- •Примеры технологических расчетов химических реакторов
- •Nq = 2 • 1,6 • 349 • 0,55 • 24 = 14745,6 (моль/сут) = 14,75 (кмоль/сут).
- •Индивидуальные практические задания
- •3. Анализ химико-технологической системы
- •4. Создание химического производства как химико-технологической системы
- •4.1. Основные задачи синтеза химико-технологической системы
- •4.2. Принципы создания химического производства
- •Индивидуальные практические задания
- •Модуль 5.
- •1.3. Получение спиртов
- •2.1с Технология производства серной кислоты
- •2.2. Технологические модели синтеза аммиака
- •2.4. Получение фосфорной кислоты и фосфорных удобрений
- •Индивидуальные практические задания
- •Модуль 6
- •1. Технологические процессы переработки отходов нефтеперерабатывающих и нефтехимических производств
- •1.2. Основные методы н технологии утилизации
- •2. Технологические процессы переработки отходов основного неорганического синтеза
- •2.1. Технологические процессы переработки отходов сернокислотного производства
- •2.2. Технологические процессы переработки отходов производства фосфорной кислоты
4. Определим производительность реактора по веществу В за сутки:
N B = 2 С д - V - X A - 24,
NQ = 2 • 1,6 • 349 • 0,55 • 24 = 14745,6 (моль/сут) = 14,75 (кмоль/сут).
Пример 3.
Экзотермическая реакция первого порядка протекает в неподвиж ном слое катализатора. Объем слоя - 0,3 м3 Начальная температура в слое - 300 °С. Процесс ведется в адиабатическом режиме. Определи те температуру потока на выходе из слоя катализатора. Тепловой эф фект реакции - 22800 кДж/кмоль, теплоемкость реакционной смеси Ср - 19 кДж/(кмоль-К). Начальная концентрация ключевого вещества С° = 5,2 моль/м3 Объемный расход - 0,6 моль/ч. Константа скорости реакции (мин1) описывается уравнением к = 10ехр(-20000/ЛГ).
Решение. Процесс в неподвижном слое катализатора протекает в режиме идеального вытеснения.
Определить температуру потока на выходе из слоя катализатора можно, используя уравнение (3.14) и считая, что х0=0.
1. Степень превращения хА определим исходя из кинетического
уравнения реакции первого порядка: хА = kt
1 + kt
Определим t как условное время, т.е. отношение объема слоя ка-
0 3
тализатора к объемному расходу: т =—L- = 0,5 = 30 (мин). 0,6
Константа скорости реакции при температуре 300 °С
к= 10ехр(-200001RT) =10ехр(-20000/8,31 • (300 + 273)) = 0,15 (мин-1). Определяем степень превращения:
kt 0,15-30
0,82.
1 + kt 1 + 1,8-30
2. Определим температуру потока на выходе:
Выразим концентрацию компонента А в мольных долях:
с о |
C°RT |
5,2-8,31-573 = 0,24. |
А~ |
Р |
101325 |
хА =573 + 22800-0,24 0,82 = 809К = 536°С. 19
Вопросы для самоконтроля
1.Что такое химический реактор? Каковы основные виды хими ческих реакторов?
2.Перечислите основные концептуальные подходы к построе нию математической модели химических реакторов.
3.В чем суть иерархического строения математической модели реакторов?
4.Какова классификация реакторов?
5.Какие реакторы могут быть описаны моделями реакторов идеального смешения периодического и непрерывного действия?
6.Приведите примеры реакторов, которые могут быть описа ны моделью реактора идеального вытеснения.
7.Что такое условное время реакции и как оно отличается от времени пребывания реагентов в реакторе?
8.Рассмотрите математическую модель РИВ. Как изменяется концентрация компонента по длине реактора?
9.Рассмотрите математическую модель РИС-н. Как изменяет ся концентрация компонента во времени, в аппарате?
10. Представьте математическую модель параллельной реак ции, протекающей в реакторе идеального смешения (проточном)
иреакторе идеального вытеснения.
11.Пояснить целесообразность использования каскада реакто ров РИС-н.
12.Как изменится условное время при протекании необратимой реакции первого порядка в РИВ и РИС непрерывного действия?
13.В каких случаях наиболее эффективно использование реакто ров смешения, а в каких реакторов вытеснения?
14.В чем особенности математического описания неизотерми ческих процессов в реакторах?
15.Как определить адиабатический разогрев в реакторе?
16.Представьте алгоритм расчета каталитических реакторов.
17.Как определить оптимальное число слоев в каталитическом реакторе, если известно, что протекает экзотермическая реакция, заданы температура входящих в реактор газов и необходимая сте пень превращения?
Индивидуальные практические задания
1. В жидкофазном процессе протекает реакция второго порядка 2А —>В с константой скорости реакции, равной 3,2 л/(моль-мин).
Объемный расход смеси с концентрацией исходного реагента С° =
= 0,5 кмоль/м3 равен 4,0 м3/ч. Определить производительность РИС-н объемом 0,5 м3 по продукту В. Рассчитать объем РИВ для получен ной производительности.
2.Жидкофазная обратимая реакция второго порядка А + В *-> В +
+С проводится в реакторе идеального смешения объемом 40 л. Кон
станта скорости прямой реакции к\ = 1,8 л/(моль-мин), обратной - к2= 0,8 л/(моль*мин). Вещества А и В подаются в реактор раздельно в стехиометрическом соотношении. Концентрации веществ в пото ках равны 0,5 моль/л. Определить, какими будут концентрации ве
ществ А и В через 1 ч протекания процесса, если степень превраще ния вещества А составляет 0,85 от равновесной.
3.Жидкофазный процесс описывается простой реакцией первого порядка А - ^ В с константой скорости реакции к = 0,45 мин'1 Объ емный расход вещества А составляет 20 л/мин. Определить степени превращения вещества А в РИС-н и РИВ объемом по 150 л.
4.Жидкофазный процесс описывается простой реакцией первого порядка с константой скорости, равной 0,15 мин'1 Концентрация ве щества А в исходном потоке равна 3 кмоль/м3 Степень превращения вещества А хА = 0,85. Определить, какое количество вещества А можно переработать за 1 ч в реакторе идеального смешения и реак торе идеального вытеснения объемом 1 м3
5.Жидкофазная реакция А + В<->В + С с константой скорости прямой реакции к{ =1,8 л/(моль-мин) и константой скорости обратной реакции к2 = 0,8 л/(моль-мин) проводится в проточном реакторе иде ального смешения объемом 40 л. Потоки веществ А и В подаются
вреактор раздельно с равными концентрациями: СА= Св = 0,6 моль/л. Вещества А и В в реакторе находятся в стехиометрическом соотноше нии. Требуемая степень превращения вещества А хА = 0,9 от равновес ной степени превращения. Рассчитать объемный расход реагентов.
6.Жидкофазная реакция 2А —*■В с константой скорости, равной 0,4 мин'1, проводится в реакторе идеального смешения объемом 0,5 м3 Объемный расход вещества А составляет 20 л/мин. Опреде лить, какую степень превращения можно достичь в этих условиях, и рассчитать объем реактора идеального вытеснения для достижения той же степени превращения и производительность по продукту В.
7-10. Жидкофазная реакция 2А —►R + S имеет константу скоро
сти 0,38 л/(моль-мин). Объемный расход исходного вещества А с концентрацией Сд = 0,4 моль/л составляет 40 л/мин. Определить
объемы реакторов РИС-н и РИВ при проведении процесса до степе ней превращения: 0,3 (вариант 7); 0,5 (вариант 8); 0,7 (вариант 9); 0,9 (вариант 10).
11. Газофазная реакция А —►В осуществляется в реакторе иде ального вытеснения. Степень превращения составляет 0,8. Константа
скорости реакции к - И)"1с'1. В реактор подается реагент Л в количе стве 2* 10 3 кмоль/с при температуре 327 °С и давлении 105Па. Рас считать требуемый объем реактора.
12.Процесс описывается реакцией второго порядка 2А —►В с кон стантой скорости 2,3*10'2 м3/(кмоль*с). Исходная концентрация веще ства А составляет 0,6 моль/л, объемный расход вещества А - 3,6 м7ч. Определить производительность реактора вытеснения объемом 200 л по продукту В.
13.Процесс описывается реакцией первого порядка типа А —* 2R
с константой скорости 2,3'Ю"3 с"1 Исходная концентрация вещества А составляет 1,6 моль/л, объемный расход вещества А - 3,6 м3/ч. За данная степень превращения по веществу А равна 0,85. Определить производительность реактора вытеснения по продукту В и его объем.
14. Процесс описывается реакцией типа А —> 2R с константой скорости, равной 0,6 мин"1 Заданная степень превращения вещества А составляет 0,85, исходная концентрация вещества А 2,0 моль/л, производительность реактора по продукту В - 6,0 кмоль/ч. Опреде лить требуемый объем реактора вытеснения и реактора смешения.
15. Процесс описывается обратимой реакцией первого порядка ти па 2А <-> В с константами скоростей: прямой к\ = 61,4 м3/(кмоль ч) и обратной к2 = 2,4 ч 1 реакций. Исходная концентрация вещества А составляет 1,5 моль/л, заданная степень его превращения составляет 0,8 от равновесной. Объем реактора смешения равен 0,4м3 Опреде лить производительность реактора по веществу В за час. Определить объем реактора идеального вытеснения для рассчитанной производи тельности.
Модуль 4 ХИМИКО-ТЕХНОЛОГИЧЕСКАЯ СИСТЕМА.
СОЗДАНИЕ ХИМИЧЕСКОГО ПРОИЗВОДСТВА
1. Химико-технологическая система. Основные понятия
Химическое производство (ХП), представляющее собой машины, аппараты и другие устройства, связанные между собой трубо- и па ропроводами, системой управления и регулирования и т.п., можно рассматривать как сложную химико-технологическую систему.
Система - это совокупность элементов и связей между ними. В ХП элементы - это аппараты и агрегаты, связями являются материальные и тепловые потоки (трубопроводы, соединяющие аппараты).
Представив ХП как химико-технологическую систему (ХТС), для ее изучения можно использовать основы теории систем -- системный анализ, включающий в себя следующие основные этапы:
•выделение элементов, которые определяют необходимые свой ства химико-технологической системы;
•установление зависимости выходных потоков от входных для каждого элемента (аппарата) ХТС: построение математических мо делей;
•выделение связей между элементами, на основании которых создается структура ХТС;
•исследование ХТС - расчет показателей, определение свойств, прогноз изменения свойств, анализ факторов, влияющих на улучше ние показателей с использованием принципов и законов информати ки, кибернетики, факторного анализа и др.
Таким образом, ХТС может быть описана сложной системой ал гебраических, дифференциальных и интегральных уравнений, для решения которых необходимо использовать ЭВМ.
Для исследования ХТС необходимо выделить подсистемы. Наи более рационально провести выделение по двум признакам: функ циональному и масштабному.
Функциональные подсистемы обеспечивают выполнение функ ций производства. К ним относятся:
•Технологическая подсистема - часть ХП, где проводится пере работка сырья в продукт - химико-технологический процесс.
•Энергетическая подсистема.
•Подсистема управления (АСУ ТП).
Масштабные подсистемы обеспечивают выполнение опреде ленных функций в последовательности процессов переработки сырья и материалов.
I масштабный уровень - аппарат.
II масштабный уровень - узлы, агрегаты.
III масштабный уровень - отделения химического производства. IV масштабный уровень - химическое производство Рассмотрим элементы и связи в ХТС.
Классификация элементов ХТС по их назначению:
•механические и гидромеханические элементы - дробилки, гра нуляторы, смесители, компрессоры, насосы, фильтры;
•теплообменные элементы - теплообменники, кипятильники, конденсаторы, сублиматоры;
•массообменные элементы - абсорберы, дистилляторы, ректи фикационные колонны и др;
•реакционные элементы - химические реакторы;
•энергетические элементы - турбины, генераторы, котлы-утили заторы и др;
•элементы контроля и управления - датчики, задвижки, вентили, АСУ ТП.
В ХП возможно совмещение элементов по их назначению в од ном устройстве, например, в ректификационном реакторе происхо дит и химическая реакция, и компонентное разделение смеси (массо обменный элемент).
Классификация связей (потоков) по их содержанию:
•материальные потоки (трубопроводы различного назначения, транспортеры и т. п.);
•энергетические потоки (паропроводы, газы под давлением, про вода и т.п.);
• информационные потоки.
Последовательность прохождения потоков определяет структу ру связей в ХТС. Основные типы структуры связей: последователь ная, разветвленная, параллельная, обводная (байпас) простая и слож ная, обратная (процесс с рециклом).
1. Последовательная связь (рис. 4.1). Обрабатываемый поток проходит аппараты последовательно и на выходе получают готовый продукт.
>
Рис. 4 .1. Последовательная связь в ХТС
2. Разветвленная связь (рис. 4.2). После некоторой операции по ток делится на два и более потоков, и далее потоки перерабатывают ся различными способами. Этот метод используется для получения нескольких продуктов из одного полупродукта.
Рис. 4.2. Разветвленная связь в ХТС
3. Параллельная связь (рис. 4.3). Поток разветвляется и каждая часть его проходит через разные аппараты, а затем потоки объединяют.
Метод используется при высокой производительности ХП, когда мощность каждого аппарата ограничена. Подготовленное сырье (по лупродукт) перерабатывается на двух или более параллельных лини ях с получением основного продукта. Такая связь также использует ся при проведении периодических процессов. Например, таким обра зом осуществляют процесс сорбции. В одном аппарате протекает ад сорбция компонентов до полного насыщения слоя сорбента в фильт
ре, а в другом подобном аппарате протекает регенерация. Затем от работанный фильтр отключают, и поток подается на фильтр с реге нерированным сорбентом. Далее процесс повторяется.
Рис. 4.3. Параллельная связь в ХТС
4. Обводная связь или байпас (рис. 4.4, а, б). Схема используется для управления процессом. Часть потока, не поступая в аппарат, по дается на выход из аппарата. Например, такая схема применяется для поддержания необходимой температуры при эксплуатации теплооб менной аппаратуры. Величину байпаса ф) определяют по соотноше нию Р = V^/VQ. Различают простой и сложный байпас.
а |
б |
Рис. 4.4. Обводная простая (а) и сложная (б) связь в ХТС
5. Обратная связь ши рецикл. Часть потока после одного из ап паратов возвращается в предыдущий. Схема применяется для более полного использования сырья или вспомогательных материалов. На пример, непрореагировавшие компоненты после отделения основно го продукта повторно возвращаются на стадию синтеза.
Количественно величину рецикла характеризуют кратностью ре циркуляции -К= V/VQи отношением рециркуляции - R=Vp/V=(K-l)/K.
Рис. 4.5. Рециркуляционная связь в ХТС: а - рецикл полный; б - рецикл фракционный
Пример расчета схемы реакторов с рециклом. Процесс описы вается реакцией типа А —►2В и проводится в установке, состоящей из смесителя (С), реактора ИВ и делительного устройства (Д), где проис ходит отделение продукта В и возвращение непрореагировавшей час ти компонента А в производство (смеситель С) (рис. 4.6).
С°А,У° С°А,У°
г * О |
т ч |
Са рещ ^рец
Рис. 4.6. Схема реакторов с рециклом
Константа скорости реакции - 0,025 с"1 Концентрация вещества А на выходе из реактора - 0,36 моль/л, степень превращения - 0,4. Объем реактора - 75 л. Концентрация вещества А в исходном пото ке - 0,8 моль/л. Определить производительность по продукту В и объем рецикла.
Решение. Потоки ХТС - 1, 2, 3, 4, 5. Уравнение материального
баланса для ХТС: |
|
Vi‘CM= PVC'BS, |
VI= V5 |
Уравнения материального баланса по веществу А для смесителя, РИВ и делителя:
VrCAt+ ¥4-0 *4 = VrCu,
VI 'C A2 ~ Уз'Саз + Уг С аз'Ха ,
Уз'Саз “ У4'Са4 =У2‘Сл2(1 ~ * а )-
Материальный баланс по веществу В:
Уг Са2-ха= 2 У уСвъ= 2У 5Съ5-
Материальный баланс по потокам:
Vx+ У4=У2, У2=Уз, Уз=У4+У5-
Базовое расчетное уравнение первого порядка для РИВ:
1 |
1 |
|
тРИВ -кim1--Lх 0,025-1п-1 |
-0,4 |
= 20,4 (с), |
^2 =^рив/■' = 75/20,4 |
= 3,7 (л/с). |
Концентрация вещества А на входе в РИВ (после смесителя): Сд2= Саз/( 1 - Та) = 0,36/(1-0,4) = 0,6 (моль/л),
К4 СА4=К2Са2(1 ~ ха) = 3,7 0,6-(1-0,4)=1,33 (моль/с),
V\'CA]—V'2'Cfij —К4‘Са4—3,7'0,6 —1,33 = 0,89 (моль/с),
К,- 0,89/ 0,8=1,11 (л/с).
Объем рецикла
VA=V2- К, = 3,7-1,11= 2,59 (л/с). Производительность по продукту В
NB= K5*(7g5= 2K2*(7A2-^A ~ 2*3,7*0,6*0,4 =1,77 (моль/с).
2. Модели химико-технологической системы
Для исследования ХТС целесообразно преДставить ее в виде моде ли. Используются описательные и графический (схемы) модели ХТС.
К описательным моделям можно отнес"Си химическую модель, представляющую собой химические реакции, на основе которых про исходит переработка сырья в продукт, операционную модель, описы вающую стадии и операции переработки сырь» и математические мо дели - математические уравнения и формулы для расчета и анализа ХТС. К графическим моделям можно отнести функциональные, тех нологические, структурные и др.
Рассмотрим описательные и графические модели на примере описания и анализа технологии получения серной кислоты из серно го колчедана.
Химическая модель.
Основные реакции:
• Обжиг серного колчедана:
2FeS2 = 2FeS + S2 - термическая диссоциация серного колчедана; S2 + 202 = 2S02 - газофазное горение серы;
4FeS + 702 = 2Fe20 3 + 4S02 - горение пирротина. Суммарная реакция: 4FeS2 + 1Ю2 = 2Fe20 3 + 8S02.
• каталитическое окисление оксида серы S02 + Уг 0 2 = S03;
• абсорбция триоксида серы S03 + Н20 = H2SO,,.
Операционная модель.
Основные реакции:
•Подготовка сырья.
•Обжиг колчедана FeS2: 4FeS2 + 1Ю2 = 2Fe20 3 + 8S02.
•Очистка и промывка газа после обжига.
•Контактное окисление S02 в S03. Процесс экзотермический. Процесс ведуг с избытком воздуха: S02 -*• Уг 0 2 = S03. В качестве катализатора используют ванадиевую контактную массу, содержа щую в среднем 7 % V20 5; активаторами являются оксиды щелочных металлов, обычно применяют активатор К20; носителем катализато-
ра служат пористые алюмосиликаты. В настоящее время катализа тор применяется в виде соединений 8Ю2, калия и/или цезия и вана дия в различных пропорциях.
• Абсорбция S03: S03+ Н20 = H2S04. Процесс экзотермический. Функциональная модель строится на основе химической и опе
рационной моделей и представляет собой схематическое изображе ние основных стадий ХП и их взаимосвязи.
Функциональная модель производства серной кислоты из колче
дана представлена на рис. 4.7. |
|
Воздух |
КО |
|
H2S04 |
FeS, |
|
Рис. 4.7. Функциональная модель производства серной кислоты из колчедана: 1 - обжиг колчедана; 2 - очистка и промывка обжигового газа; 3 - окисление S 02; 4 - абсорбция SO3
Цифры на схеме соответствуют стадиям ХП. Представленный процесс протекает последовательно. Схема дает общее представле ние о функционировании ХП и создает базу для разработки аппара турного оформления ХТС.
Технологическая модель (схема) показывает элементы (аппара ты, агрегаты) ХТС и их соединение. Каждый аппарат имеет обще принятое изображение, соответствующее его форме и внешнему ви ду. Связи ХТС изображаются стрелками. Технологическая схема по лучения серной кислоты представлена на рис. 4.8. Процесс обжига колчедана проводится при температуре 1120 -1170 К. Пылеобразный колчедан через тарельчатый питатель I подается в реактор - печь КС с кипящим (псевдоожиженным) слоем 2.
Рис. 4.8. Технологическая схема получения серной кислоты из серного колчедана:
1 - тарельчатый питатель; 2 - печь кипящего слоя; 3 - котел-утилизатор; 4 - циклон; 5 - электрофильтр; 6 ,7 - промывные башни; 8 - мокрый электрофильтр; 9 - сушильная башня; 1 0 - слои катализатора;
11 - промежуточные теплообменники; 1 2 - смеситель; 1 3 - внешний теплообменник; ХГ - холодный газ; 14 - олеумный абсорбер; 15 - моногидратный абсорбер; 1 6 - холодильники;
17 - сборники кислоты
Для управления тепловым режимом и рационального использова ния теплоты реакции применяется котел-утилизатор 3. Очистка обжи гового газа от мелковзвешенных частиц осуществляется в циклоне 4 и электрофильтре 5. Газы обжига серного колчедана содержа! влагу, ди- и триоксид серы, серу, соединения фтора, мышьяка и других эле ментов. Эти примеси приводят к коррозии основного оборудования, что требует их удаления в промывном отделении. В первой промывной башне 6 обжиговый газ охлаждается от 570-770 К до 330-340 К и улавливается оставшаяся пыль. Для поглощения химических приме сей газ орошается 50-60 % серной кислотой. Обеспыленный газ про мывается дополнигельно 15-20 % серной кислотой от соединений мышьяка, фтора и селена в башне с насадкой 7. При этом возможно образование сернокислотного тумана, который удаляется в мокром электрофильтре 8. Окончательное удаление остатков влаги осуществ ляется в сушильной башне Р, орошаемой концентрированной серной кислотой. Очищенный газ поступает во внешний теплообменник 13 и затем в многослойный (5-полочный) контактный аппарат, который содержит слои катализатора 10 и внугренние промежуточные тепло обменники 11. Для поддержания оптимальной температуры и степени превращения S02 необходим промежуточный отвод теплоты (см. мо дуль 2), что осуществляется с использованием внутренних теплооб менников.
Наиболее полно S03 поглощается 98,3 % серной кислотой (азео тропная точка). При использовании кислоты меньшей концентрации образуются трудноулавливаемые пары серной кислоты.
Выходящий из реактора газ, содержащий S03, последовательно проходит олеумный абсорбер 14 и моногидратный абсорбер 15. Вода противотоком подается в моногидратный абсорбер. Для поддержания необходимой концентрации кислоты в абсорбере организована ее циркуляция. Выделяемая теплота отводится в холодильнике 16. Для отделения сернокислотного тумана используется брызгоотделитель
18.
Структурная модель в отличие от технологической схемы включа ет в себя элементы ХТС в виде простых геометрических фигур. При этом изображение даже сложной ХТС становится наглядным (рис. 4.9).