Химическая технология неорганических веществ
..pdf
|
|
|
Таблица 30 |
|
Материальный баланс карбонизационной колонны |
||||
|
|
|
|
|
Приход |
Количество |
Расход |
Количество |
|
кг/т |
кг/т |
|
||
|
|
|
||
Исходный рассол |
7282,8 |
Суспензия |
7842,2 |
|
Газ |
1368,8 |
Газ |
|
|
В том числе |
|
В том числе |
|
|
Смешанный газ |
595 |
Газ на выходе |
808,8 |
|
В том числе |
|
В том числе |
|
|
CO2 |
355,1 |
NH3 |
67,6 |
|
N2 |
324,4 |
CO2 |
163,4 |
|
H2O |
5,5 |
N2 |
539,3 |
|
Газ изв. печей |
773,8 |
H2O |
38,5 |
|
В том числе |
|
|
|
|
CO2 |
461,8 |
|
|
|
N2 |
304,9 |
|
|
|
H2O |
7,1 |
|
|
|
Всего |
8651,6 |
Всего |
8651 |
|
Температура, °С: рассола на входе 46, суспензии на выходе 31, смешанного газа 66, газа известковых печей 53, газа на выходе 46.
Тепловые эффекты реакций: реакции (1) – 985 кДж/кг NH4OH, реакции (2) – 1168 кДж/кг NH4OH, реакции (3) – 78,5 кДж/кг
NH4HCO3, реакции (4) – 24,6 кДж/кг NaHCO3.
Теплоемкости (по справочным данным): сисх.р = 3,05 кДж/кг·К,
сжф.с = 3,01 кДж/кг·К, сNaHCO3 = 1,17 кДж/кг·К, сCO2 = 0,896 кДж/кг·К,
сN2 = 1,023 кДж/кг·К. Теплота испарения воды iH2O = 2600 кДж/кг. Теплота абсорбции CO2 qCO2 = 440,8 кДж/кг.
Сначала рассчитываем приходную часть баланса, затем – расходную.
281
1. Приход тепла с исходным рассолом:
Q1 = Gисх.р сисх.р tисх.р = 7282,8 3,05 46 =1 021 777 кДж/т.
2. Приход тепла со смешанным газом:
Q2 = ((GCO1 2 cCO2 +G1N2 cN2 ) t1 )+GH1 2O iH2O =
=(355,1 0,896 +324,4 1,023) 66 +5,5 2600 =57 202 кДж/т.
3.Приход тепла с газом известковых печей:
Q3 = ((GCO2 2 cCO2 +GN2 2 cN2 ) t2 )+GH2 2O iH2O =
=(461,8 0,896 +304,9,4 1,023) 53 +7,1 2600 = 56 921 кДж/т.
4.Тепло экзотермических реакции (2–4):
Q42 = ∆GNH2 4OH q2 =182,1 1168 = 212 602 кДж/т,
Q43 = δGNH3 4HCO3 q3 =1937,6 78,5 =152101 кДж/т,
Q44 = δGNaHCO4 3 q4 =1648,3 24,6 = 40 548 кДж/т,
Q4 = 212 602 +152101+ 40 548 = 405 251кДж/т. 5. Тепло растворения СО2:
Q5 = (GCO2 −GCOг 2 ) qCO2 = (816,9 −163,4) 440,8 = 288 062 кДж/т.
Общий приход тепла
Qприх =Q1 +Q2 +Q3 +Q4 +Q5 =
=1021777 +57 202 +56 921+ 405 251+ 288 062 =1829 213 кДж/т.
6.Расход тепла с жидкой фазой суспензии:
G6 = (Gc −GNaHCOc 3 ) cжф.с tc = (7842,2 −1648,6) 3,01 31 =
=577 925 кДж/т.
7.Расход тепла с NaHCO3
Q7 =GNaHCOc 3 cNaHCO3 tc =1648,6 1,17 31 =59 795 кДж/т.
282
8. Расход тепла с газом
Q8 = (GCO2 cCO2 +GN2 cN2 +GNH3 cNH3 ) tг +GH2O iH2O =
=(163,4 0,896 +539,3 1,023 +67,6 2,136) 46 +38,5 2600 =
=138 855 кДж/т.
9.Расход тепла на эндотермическую реакцию (1):
Q9 |
=GNH3 |
|
M NH4OH |
q1 = 67,6 |
35 |
985 |
=137 089 кДж/т. |
|
M NH3 |
17 |
|||||||
|
|
|
|
|
|
10. Потери тепла в окружающую среду (1,5 % от общего количества приходящего тепла):
Q10 =1829 213 0,015 = 27 438 кДж/т. 11. Тепло, отводимое охлаждающей водой,
Q11 =Qпр −Q6 −Q7 −Q8 −Q9 −Q10 =
=1829 213 −577 925 −59 795 −138 855 −137 089 −27 438 =
=888111 кДж/т.
Сводим результаты расчета в табл. 31.
|
|
|
Таблица 31 |
|
Тепловой баланс карбонизационной колонны |
|
|||
|
|
|
|
|
Приход |
Количест- |
Расход |
Количест- |
|
во, кДж |
во, кДж |
|||
|
|
|||
Тепло рассола |
1 021 777 |
Тепло ж. ф. сус- |
577 925 |
|
|
|
пензии |
|
|
Тепло смеш. газа |
57 202 |
Тепло NaHCO3 |
59 795 |
|
Тепло газа изв. печей |
56 921 |
Тепло газа |
138 855 |
|
Тепло экзотерм. реак- |
405 251 |
Тепло эндотерм. |
137 089 |
|
ций |
|
реакций |
|
|
Тепло растворения СО2 |
288 062 |
Потери тепла |
27 438 |
|
|
|
Отводимое тепло |
888 111 |
|
Всего |
1 829 213 |
Всего |
1 829 213 |
|
|
283 |
|
|
7.5.Оценка каталитической активности по экспериментальным данным
Исходными данными при определении активности катализаторов являются экспериментальные кинетические данные и кинетическое уравнение, которое описывает процесс, протекающий на данном катализаторе.
Для получения экспериментальных данных используют кинетическую установку, основным элементом которой является реактор. Кроме реактора в состав кинетической установки входят сис-
темы поддержания |
параметров исследуемого процесса: расход |
и состав исходных |
газов, температура и давление в реакторе, |
а также система отбора и анализа проб газа на входе и выходе реактора.
Чаще всего используют проточные каталитические реакторы с неподвижным слоем катализатора. Различают интегральный и дифференциальный проточные реакторы и безградиентный проточноциркулляционный реактор.
В проточном интегральном реакторе с достаточно большим количеством (1–100 см3) катализатора концентрации реагирующих веществ изменяются по длине реактора. В этом реакторе получают интегральные кинетические данные в виде зависимости степени превращения исходных веществ от времени контактирования, которую варьируют, изменяя объем катализатора или расход исходного газа
|
τ = |
V |
|
k . Такой реактор может быть изотермическим или адиабати- |
|
|
|
v |
ческим.
В дифференциальном проточном реакторе количество катализатора небольшое (1–5 см3). Вследствие этого изменения концентраций и температуры по длине реактора тоже невелики, и его можно считать безградиентным и изотермическим. В таком реакторе получаются дифференциальные кинетические данные в виде зависимости скорости процесса от концентрации реагентов, которые варьируются засчет изменения состава исходной реакционной смеси.
284
Особенностью проточно-циркулляционного реактора является малое количество катализатора и наличие циркуляционного контура, который обеспечивает сравнительно большое изменение концентраций в реакторе.
Впроточно-циркулляционном реакторе получают кинетические данные в дифференциальном виде.
Взависимости от того, в каком виде получены кинетические данные, их обработка с целью оценки каталитической активности проводится в интегральной или дифференциальной постановке.
Оценка каталитической активности в интегральной постановке
Пусть в реакторе протекает реакция, кинетическое уравнение для которой может быть записано в виде
∂∂xτ = −kf (x),
где х – степень превращения исходного вещества, τ – время контактирования,
k – константа скорости процесса.
Разделив переменные и проинтегрировав правую и левую части уравнения, получим
x ∂x |
= kτ. |
∫0 − f (x) |
Это уравнение является исходным для расчета величины k, которая является мерой каталитической активности.
Пусть даны экспериментальные кинетические данные в интегральном виде, т.е. в виде таблицы экспериментальных значений τ и соответствующих этим значениям величин х.
Для |
нахождения k необходимо построить линейную зависи- |
||
x |
∂x |
от τ и найти величину k из графика линейной зависи- |
|
мость ∫ |
|
|
0 − f (x)
мости или линейного уравнения регрессии. 285
Пример 1
Пусть протекает каталитическая реакция
CO + H2O = CO2 + H2.
Предположим, что процесс описывается уравнением кинетики реакции первого порядка
r = kpСО. Причем r = − ∂p∂СОτ , тогда учитывая, что РСО = NCO0 ×
× (1 – x) · P, получим
∂∂xτ = k (1− x).
Проинтегрировав последнее уравнение, получаем окончательно
−ln(1− x) = kτ.
Пусть даны интегральные кинетические данные, полученные в итегральном проточном реакторе при температуре 503 К и давлении 2 МПа:
τ, с |
х |
–ln(1– x) |
0,01 |
0,10 |
0,116 |
0,015 |
0,16 |
0,174 |
0,02 |
0,21 |
0,236 |
|
0,25 |
|
|
|
|
|
|
0,2 |
|
|
|
|
|
x) |
0,15 |
|
|
|
|
|
–ln(1– |
|
|
|
|
|
|
0,1 |
|
|
|
|
|
|
|
0,05 |
|
|
|
|
|
|
0 |
|
|
|
|
|
|
0 |
0,005 |
0,01 |
0,015 |
0,02 |
0,025 |
x
Рис. 67. Зависимость –ln (1 – x) от х
В правой колонке приведены рассчитанные по экспериментальным данным величины.
Из графика (рис. 67) находим тангенс угла наклона прямой линии
k = 0,236/0,2 = 1,18 с–1.
286
Оценка каталитической активности в дифференциальной постановке
Пусть протекает каталитическая реакция, скорость которой описывается уравнением
r = kf (x).
Экспериментальные данные по исследованию этой реакции получены в дифференциальном проточном реакторе в виде зависимости r от х. Проведя расчет f(x) и построив линейную зависимость r от f(x), находим k.
Пример 2
Пусть протекает в реакторе та же реакция, что и в предыдущем примере 1 и процесс описывается тем же кинетическим уравнением.
После подстановки в это уравнение РСО получим уравнение
r= kNСО0 (1− x)P.
Вреакторе Т = 503 К, Р = 2 МПа и NСО0 = 0,04 получены экспе-
риментальные данные
х |
r |
0 |
|
|
F(x) = NСО (1 – x)P |
0,105 |
0,78 |
0,072 |
0,16 |
0,74 |
0,067 |
0,21 |
0,69 |
0,063 |
Найдем линейное уравнение регрессии зависимости r от F(x), используя MathCad.
287
|
|
В |
программе |
использована |
|
|
встроенная функция MathCad line, |
||
|
|
которая |
позволяет |
по известным |
|
|
значениям векторов vx и vy найти |
||
|
|
коэффициенты линейной зависимо- |
||
|
|
|||
|
|
сти y = a1 + a2x (рис. 68). В данном |
||
|
|
случае а2 = 9,918 является искомой |
||
|
|
величиной k. |
|
|
|
|
Пример 3 |
|
|
|
|
|
||
Рис. 68. Линейная зависимость |
Даны экспериментальные дан- |
|||
|
|
ные по изучению реакции паровой |
||
х |
r, ат/с |
конверсии метана: |
|
|
|
|
|
||
0,1 |
24,0 |
|
|
|
0,2 |
10,7 |
|
|
|
0,3 |
6,3 |
|
|
|
Данные получены при Т = 1073 |
К, Р = 41 ат, соотношении |
пар/газ, равном 2. Константа равновесия Kр = 135 ат2. Уравнение, которое описывает скорость процесса.
|
|
|
|
|
|
pCH4 |
|
|
|
pCO |
3 |
|
|
|
|
|||||||||||
|
r = k |
1− |
|
|
pH2 |
. |
|
|
||||||||||||||||||
|
|
|
|
|
|
|
|
|
|
|
|
|||||||||||||||
|
|
|
|
|
|
|
pH2 |
|
|
|
Kp |
|
|
|
|
|
|
|
|
|
||||||
|
|
|
|
|
|
|
|
|
|
pCH4 pH2O |
|
|
|
|||||||||||||
Найти константу скорости реакции. |
|
|
|
|
|
|
|
|
|
|||||||||||||||||
Учитывая, что |
|
|
|
|
|
|
|
|
|
|
|
|
|
|
|
|
|
|
|
|
|
|
|
|
|
|
pCH |
|
= |
|
|
1− x |
|
|
|
P, pH |
O = |
|
a − x |
|
|
|
P, |
||||||||||
|
1 |
+ a + |
2x |
1+ a + 2x |
||||||||||||||||||||||
|
4 |
|
|
|
|
|
2 |
|
|
|
|
|
||||||||||||||
pCO = |
|
|
|
|
|
x |
|
|
|
|
P, pH |
|
= |
|
|
|
3x |
|
|
P, |
||||||
|
1+ a + |
2x |
|
2 |
1 |
+a + 2x |
||||||||||||||||||||
|
|
|
|
|
|
|
|
|
|
|
|
|||||||||||||||
получим преобразованное кинетическое уравнение |
|
|
||||||||||||||||||||||||
r = k |
1 |
− x |
|
|
|
|
|
|
|
27 x4 P2 |
|
|
|
|
, |
|||||||||||
|
3x |
|
(1− x) |
(a − x) (1+a +2x)2 |
||||||||||||||||||||||
|
|
|
|
|
|
|
где а – соотношение пар/газ.
288
Рассчитываем значения f(x) по экспериментальным данным и по зависимости r = k f(x) находим k.
По результатам расчета k = 7,968 ат/с.
7.6. Определение характеристик пористой структуры катализаторов и адсорбентов
Определение истинной и кажущейся плотности, пористости
Определение истинной плотности осуществляют пикнометрическим методом с использованием в качестве жидкости бензола.
Пикнометр с бензолом термостатируют при 20 °С и взвешивают. Получают величину А, г. После этого навеску катализатора а, г помещают в пикнометр, заливают бензолом и нагревают на водяной бане до 80–90 °С и выдерживают для удаления пузырьков воздуха из пор и заполнения их бензолом. Далее пикнометр термостатируют, добавляют бензол до метки и взвешивают, получая величину В, г.
Расчет ведут по формуле
ρист = |
0,879а |
|
, ρБ = 0,879 г/см3. |
|
А−(В−а) |
||||
|
|
|||
|
|
289 |
Пусть а = 2 г, А = 10,258 г, В = 11,472 г, тогда
ρист = |
|
0,879 2 |
|
= 2,236 г/см3. |
||
|
|
|
|
|||
10,258 |
−(11,472 |
−2) |
||||
|
|
Нахождение кажущейся плотности осуществляют таким же методом, используя в качестве пикнометрической жидкости ртуть, которая практически не заполняет поры образца. Все операции проводят при комнатной температуре. Расчет кажущейся плотности проводят по той же формуле.
Пусть а = 2 г, А = 30,08 г, В = 10,374 г, ρрт = 13,54 г/см3, и, следо-
вательно,
ρкаж = |
|
13,54 3 |
|
=1,789 г/см3. |
|
|
|
|
|||
30,08 |
−(10,374 |
−3) |
|||
|
|
По найденным величинам находим пористость образца
ϕ = ρист −ρкаж = 2,236 −1,789 = 0,2. ρист 2,236
Определение удельной поверхности катализаторов и адсорбентов
Удельную поверхность катализаторов и адсорбентов часто определяют адсорбционным методом. Величину адсорбции в зависимости от парциального давления абсорбтива определяют методом высокотемпературной десорбции инертного газа, например азота или аргона. Адсорбцию проводят при температуре кипящего жидкого азота, пропуская через образец газовую смесь инертного газа с газомносителем – гелием. После адсорбции проводят десорбцию абсорбированного на поверхности пористого тела инертного газа в токе гелия при комнатной температуре. Количество десорбированного газа определяют хроматографически.
Полученные результаты обрабатывают с использованием теории полимолекулярной адсорбции (теории БЭТ).
В соответствии с этой теорией изотерма физической адсорбции описывается уравнением БЭТ, которое в линеаризированной форме записывается так:
290