Аммиак синтезініњ кинетикасы

Катализатордыњ ќатысуымен жүретін реакция жылдамдыѓын Темкин-Пышев тењдеуімен есептеуге болады

(4.27)

к₁, к₂- тіке және кері реакциялар жылдамдыѓы; - тұраќты сан, 400-500⁰С шамасында =0,5 деп ќабылдауѓа болады.

Алюминий және калий оксидтерімен активтендірілген техникалық темір катализаторында аммиак синтезініњ жылдамдыѓын есептеуге М.И. Темкин және В.М. Пышев төмендегі тењдеулерді ұсынѓан:

(4.28)

Бұл тењдеуден процесс бастапќы кезде жаѓдайында жүреді, ал катализатордыњ жылдамдыѓы азоттыњ активтелген адсорбиясымен аныќталады.

Мысалы, реакция жылдамдыѓыныњ константасыныњ 29,4 Мпа ќысымдаѓы температураѓа байланысты өзгеруі

t,^0C
K1×10^-4	0,32	0,94	2,27	5,34	11,8

Реакция кезінде пайда болѓан аммиактыњ ќұрамын төменгі тењдеу арќылы есептеуге болады:

(4.29)

w₁- катализатор ќабатынан шыќќан газдардыњ көлемдік жылдамдыѓы, м³/м³саѓ; х- катализатор ќабатындаѓы газдаѓы аммиак ќұрамы, моль үлес; Х_м – тепе – тењдіктегі газдардаѓы аммиак ќұрамы, моль үлес.

Мысалы, Р=300 ат, w₁=30 000 cаѓ ^–1, к₁= 5,34×10⁴, х_м=0,264

тењдеуін шешіп, аммиактыњ шыѓу мөлшері табылды (х=0,182).

Синтез процесінде ќысымѓа байланысты газдардыњ көлемдік оптималды жылдамдыѓы өзгереді.

Мысалы, Р= 30 МПа, w₁= 15000-30000 саѓ^-1

Р= 45-50, w₁= 15000-6000 саѓ^-1

№10 Лабораториялық жұмыс. Күкірт қышқылын өндіру

Күкірт құрамында мышьяк және селен бар жағдайда өндірістің технологиялық үлгісі колчеданнан алу үлгісіндей болады. Табиғи күкірттен (As, Se жоқ) қышқыл өндіру үлгісінде газды тазалаудың, жуудың, салқындатудың қажетті болмайды (сурет 3.35).

Сурет 3.35. Күкірт қышқылын күкірттен өндірудің екі стадиялы принципті үлгісі.

1-ауаны қысымдау; 2- ауаны кептіру; 3- күкіртті жағу; 4-газдың жылуын пайдалану арқылы бу өндіру; 5,10 – катализаторда SО₂ тотықтыру; 6,8 – ауа мен SО₂ газдарын SО₃ жылуымен жылыту; 7,9- SО₃ абсорбциясы және Н₂SО₄ өндіру.

Балқытылған және сүзілген күкіртті пеште құрғақ ауамен жаққанда пайда болған күкіртті газдарды пеш-утилизаторда салқындату арқылы жоғары қысымдағы су буын алады. Салқындатылған (390-450⁰С) газды ДК – жүйесінде тотықтырады және SО₃ газын абсорбциялайды. Тәулігіне 1500т қышқыл өндірісінің технологиялық үлгісі 3.36 суретте келтірілген.

Күкірт бункер-балқытқыштан сүзгішке түседі, одан жағу пешіне барады. Жағуға керек ауа кептіру мұнарасынан (5) және жылуалмастырғыштан (4) кейін пешке беріледі. Шыққан газ пеш-утилизаторда (2) салқындайды (400-420⁰С) да контакт массасының бірінші қабатына кіреді. Бірінші қабаттан шаққан газ жылу алмастырғыштан (4) кейін салқын кезінде контакт массасының екінші қабатына кіреді, одан шыққан газ жылу алмастырғышта (4) салқындайды және үшінші қабатқа жіберіледі. Одан шыққан газ жылу алмастырғышта (4) салқындайды да абсорберге (6) келеді. Абсорберден шыққан салқын газ жылу алмастырғыштан (4) өтеді де төртінші қабатқа кіреді. Төртінші қабаттан шаққан газды құрғақ салқын ауамен салқындатады. Бесінші қабаттан кейін газ ангидрит мұздатқышында (10) салқындайды да екінші моногидратты абсорберге (7) барады, одан атмосфераға жіберіледі. Күкіртті жаққанда газбен бірге аз мөлшерде қатты қоспалар газбен ұшады да контакт массасының бірінші қабатында жиналады. Мысалы, пештен кейінгі газда шаң 0,017 кг/т болса, жылына 8т шаң контакт массасының бірінші қабатында отырады екен. Аппараттың гидравликалық кедергісі көп өскендіктен, жүйені әрбір 10-12 айда 8-12 күнге тоқтатуға және тазалау керек екен. Сондықтан, балқыған күкіртті толық тазалайтын аппарат қолдану керек.

С урет 3.36. Күкірттен қышқылды өндіру үлгісі.

1-күкірт пеші; 2-қазан; 3-контакт аппараты; 4-жылу алмастырғыш; 5-кептіру мұнарасы; 6,7-моногидраттық абсорберлер; 8- мұздатқыштар; 9-ауа үрлегіш; 10-экономайзер.

Екінші технологиялық проблема, ол ауамен, күкіртпен келетін ылғал болса, онда (0,01%артық) күкірт қышқылының тұманы түзілуі мүмкін. Тұманды азайту үшін SО₃ абсорбциясын 98,6%-тік Н₂SО₄ және 80-90⁰С, ал абсорберден шығардағы температура 110-120⁰С кезінде («ыстық» режим) жүргізеді. Температура көтерілгенде күкірт қышқылы буының артық қанығуы азаяды да тұман түзілмейтін болады (немесе аз мөлшерде болады).

Күкірттен қышқыл өндірудің көрсеткіштері (бір заводтың мәліметі):

Шығын коэффициентері (1т Н₂SО₄ есептегенде).

Күкірт,т		Күкірт балансы, %:
Электроэнергия, кВт сағ.		пайдаланғаны	95,10
Су, м^3		Сүзудегі шығыны	0,13
		Контакт шығыны	0,11
		Абсорбция шығыны	0,02
		Басқа шығындар	4,64
Барлығы			100,0

Керек контакт массасын анықтауды ЭЕМ жүргізген дұрыс, басқа жағдайда жоғарыда келтірілген есептеу жолымен анықтауға болады. Тотықтырудың екінші стадиясын есептеу үшін бірінші стадиядан кейінгі параметрлерді алу керек. Мысалы, өндіріс күкіртпен жұмыс істеген жағдайдағы параметрлер:

	1 стадия	2 стадия
а	0,1	0,01
r, кг/м^3	1,45	1,30
с, кДж/(кг^0С)	1,050	1,076
хк	0,9	-
хр	0,928(500^0С) 0,845(550^0С) 0,722(600^0С)	0,99(400^0С) 0,986(420^0С) 0,928(440^0С)

Алынған мәндерді қолданған бірінші стадияда tga= , екінші сатдияда tga= .

Диаграмма масштабын m= 20 ⁰С және n=0,1 деп қабылдағанда

tg¢(a⁰)= ; tg¢¢(a⁰)= ;

a¢=35⁰С, a¢¢=80⁰С

Алынған мәліметтер бойынша х-Т диаграммасын тұрғызады (сурет 3.37).

Сурет 3.37. Екі қайтара тотықтыру адиабатасы.

1,2- адиабаттар (1^ші, 2^ші стадиядағы); 3,4-тепе-теңдік тотығу дәрежелер сызығы.

Дата добавления: 2014-12-16