Сурет 21. Жылуалмастырғыш аппараттар.

Технологиялық ыдыстар оларда технологиялық операциялар жүргізуге және мұнай өнімдерін сақтауға арналған. Сәйкесінше, оларды екі категорияға жатқызады – сеператор-тұндырғыштар және резервуарлар. Сеператор-тұндырғыштар мұнай өнімдерінің араласпайтын фазаларын бөлуге арналған.

Сорғылар. Әр түрлі өнімділікке, коррозиға төзімділігіне және сорылатын ортаның түрлі температурасына есептелген, қасиеттері бойынша әр түрлі өнімдерді сорып шығаруға арналған сорғылардың көптеген түрлері мен құрылымдары бар.

Компрессорлар мен желдеткіштер. Компрессорлар әр түрлі газдарды сығуға қолданылады. Мұнай өңдеу қондырғыларындағы желдеткіш жабдықтар құбырлы пештердің түтінсорғышы мен ауамен суыту аппараттарының желдеткіштері түрінде ұсынылған.

Мұнай өңдейтін өнеркәсіпте маңызды мұнай өнімдерін алу үшін және олардың сапасын арттыру үшін химиялық процестер кеңінен қолданылады. Химиялық процестерді қолдану бастапқы мұнайдағы мөлшерінен 1,5-2 есе артық мөлшерде ашық мұнай өнімдерін ала отырып, мұнайды терең өңдеуді қамтамасыз етеді. Бірқатар химиялық процестерді (алкилдеу, изомерлеу, риформинг, гидротазалау және т.б.) қолдану арқылы ашық мұнай өнімдерінің сапасын арттыруға мүмкіндік туады.

Химиялық процестер көптеген мұнайхимиялық өндірістерге шикізат алуға мүмкіндік береді, атап айтқанда қанықпаған көмірсутектер – этилен, пропилен, бутилендер, ароматты көмірсутектер және т.б.

Қандай-да бір химиялық процесс жүзеге асатын аппарат реактор деп аталады.

Реакторлық құрылғыларды жіктеу. Реакторлық құрылғылар құрылымы бойынша мынадай түрлерге жіктеледі:

1. құбырлы (22-сурет);

2. бағаналы (23-сурет);

3. реакциялық камералар (24-сурет);

4. пеш түріндегі реакторлар.

Сурет 22. Құбырлы реакторлар.

Сурет 23. Бағаналы реакторлар.

Сурет 24. Реакциялық камералар.

Гидродинамикалық режимі бойынша реакторлар:

1. идеалды ығыстыру реакторлары;

1. толық араластыру реакторлары;

2. толық араластыру реакторларының жиынтығы болып бөлінеді.

Температуралық режимі бойынша:

1) адиабатты;

2) изотермиялық;

3) политермиялық болып бөлінеді.

Техникалық азот өндіру қондырғысы. Қондырғы газ тәрізді және сұйық азот өндіруге арналған. Азот алудың технологиялық процесі төмен температурада ректификациялау әдісіне негізделген, әрі төмендегі сатыларды қамтиды:

- атмосфералық ауаны қоспалардан тазалау;

- атмосфералық ауаны сығу;

- сығылған атмосфералық ауаны біртіндеп суыту;

- атмосфералық ауаны төмен температурада ректификациялау арқылы азот алу.

Негізгі әдебиет 4[235-247]

Қосымша әдебиет 2[116-128]; 8[21-56, 183-197,631-655]

Бақылау сұрақтары:

1. Ароматты көмірсутектер технологиясында қолданылатын жабдықтардың негізгі топтары.

2. Реактор құрылғыларының жіктелуі.

3. Ароматты көмірсутектерді өңдеуде қолданылатын массаалмасу процестері.

4. Азот алудың технологиялық процесі.

3. Тәжірибелік сабақтар

Тәжірибелік сабақ №1. Мұнайхимиялық процестердің негізгі көрсеткіштері.

Тапсырма:

1. Технологиялық есептердің практикалық шешімімен танысу.

2. Шығын коэффициентін, бастапқы шикізаттың конверсиясын және мақсатты өнімнің шығымын есептеу.

Әдістемелік нұсқаулықтар:

Бастапқы шикізаттың конверсиясы – процентпен немесе бірлік үлеспен өрнектелген, реактордың жүктелуіне шаққандағы өзгеріске ұшыраған шикізаттың (шикізат компонентінің) мөлшері.

Қарапайым реакцияны қарастырайық:

А → В + С

мұндағы В – мақсатты өнім.

Реакторға жүктелген А компонентінің мөлшері болсын, ал реакция өнімдерінде (кг/сағ) немесе және (кмоль/сағ). Онда А компонентінің конверсиясын мынадай түрде өрнектеуге болады:

(1)

Конверсия шикізаттың мақсатты және жанама өнімдерге айналу дәрежесін сипаттайды және ең соңында рециркуляцияға тиесілі шикізаттың мөлшерін көрсетеді.

Жіберілген шикізатқа шағып есептегендегі мақсатты өнімнің шығымы – % (масс.) немесе массалық үлеспен өрнектелген, реактордың жүктелуіне шаққандағы мақсатты өнімнің мөлшері.

Егер мақсатты өнімнің мөлшерін G_В (кг/сағ) деп белгілесек, онда жіберілген шикізатқа шағып есептегендегі В өнімінің шығымы:

(2)

Шығын коэффициенті – бір тонна мақсатты өнім алуға жұмсалатын шикізаттың шығыны.

Шығын коэффициентін реакцияға түсетін шикізаттың стехиометриялық шығынын негізге ала отырып, процестің (немесе оның жеке сатыларының) селективтілігін, шикізат пен өнімдердің механикалық шығындарын, сонымен қатар реакция өнімдерінен мақсатты өнімді шығарып алу дәрежесін ескере отырып есептейді.

А → В + С реакциясының стехиометриялық шығын коэффициенті:

(3)

Процестің селективтілігі ескерілсе, шығын коэффициенті:

немесе (4)

мұндағы С^/ - селективтілік, % (масс.)

Бірнеше сатыда жүретін процестер үшін шығын коэффициентін әр сатының селективтілігін ескере отырып есептейді:

(5)

Шығын ескерілсе, шығын коффициенті төмендегідей болады:

(6)

мұндағы П – барлық сатылардағы шығынның жалпы мөлшері, % (масс.)

Егер шығын мақсатты өнімнің мөлшеріне шағып есептелсе, онда шығын коэффициенті төмендегідей болады:

(7)

Кейбір процестерде шығын коэффициентін есептегенде селективтілікті қолданбайды, керісінше жіберілген шикізатқа шағып есептегендегі мақсатты өнімнің шығымын пайдаланады. Осылайша шикізат күрделі қоспа болатын, ал реакция өте терең жүретін процестер (бензин немесе газойль фракцияларының пиролизі) үшін шығын коэффициентін есептейді. Бұл кезде шығын коэффициенті мынадай болады:

(8)

Қосымша әдебиет 3[3-11]; 5[20-45]; 7[5-24]

Бақылау сұрақтары:

1. Мұнайхимиялық процестер қандай көрсеткіштермен сипатталады?

2. Рециркуляцияға тиесілі шикізаттың мөлшерін қалай анықтауға болады?

3. Реактордың жүктелуіне шаққандағы мақсатты өнімнің мөлшері деген ұғымды қалай түсінесіз?

4. 1 т мақсатты өнім алуға жұмсалатын шикізаттың шығын коэффициенті қалай есептеледі?

5. Шығын коэффициентін есептегенде мұнайхимиялық процестердің қандай сипаттамалары ескеріледі?

Тәжірибелік сабақ №2. Мұнайхимиялық процестердің селективтілігін, реакция өнімдерінің құрамын есептеу.

Тапсырма:

1. Мұнайхимиялық процестердің селективтілігін есептеу.

Әдістемелік нұсқаулықтар:

Селективтілік – мақсатты өнім түзуге жұмсалған өзгеріске ұшыраған шикізаттың мөлшері (немесе проценті).

(1)

Процестің селективтілігі шикізатты дұрыс пайдалану дәрежесін сипаттайды.

В өніміне айналған А шикізатының мөлшері:

G_А(В) = N_В М_А (2)

Демек,

(3)

Яғни, 1 және 3 өрнектер ұқсас.

Сонымен қатар селективтілікті мақсатты өнімнің шығымының оның стехиометриялық шығымына қатынасы ретінде немесе жанама реакциялар болмаса, түзілуі мүмкін мақсатты өнімнің мөлшерінің оның стехиометриялық мөлшеріне қатынасы ретінде анықтайды.

Егер реакция жанама өнімдер түзбей жүрсе, онда алынған өнімнің мөлшері төмендегідей болатын еді:

(4)

ал селективтілігі:

(5)

3 және 5 өрнектер бойынша есептелген селективтіліктер бірдей. 4-теңдеудегі G^стех формуласын 5-теңдеуге қойсақ:

(6)

Кейде техникалық есептеулерде селективтілікті ыдыраған шикізатқа шағып есептегендегі мақсатты өнімнің шығымы деп түсінеді және оны % (масс.) немесе массалық үлеспен өрнектейді:

(7)

Бұл шама мольдік үлеспен өрнектелген селективтілікпен байланысты және төмендегі қатынаспен сипатталады:

(8)

Егер екі немесе одан да көп зат әрекеттессе немесе екі немесе одан да көп реакция өнімдері түзілсе, онда селективтілікті олардың әрқайсысына жеке анықтайды.

Қосымша әдебиет 3[14 - 18]; 5[9-11]; 7[5-24]

Бақылау сұрақтары:

1. Процестің селективтілігі нені сипаттайды?

2. Процестің селективтілігін қалай анықтайды?

3. Техникалық есептеулерде селективтілік қалай өрнектеледі?

Тәжірибелік сабақ №3. Реакция өнімдерінің құрамын, конверсиясын, шығымын және селективтілігін есептеу.

Тапсырма:

1. Эксперименттік деректер көмегімен өндірістік процестердің негізгі жұмыс көрсеткіштерін есептеу.

2. Есептер шығару.

3. Өздігінен шығаруға арналған есептер.

Әдістемелік нұсқаулықтар:

Мұнайхимиялық процестердің негізгі көрсеткіштері сәйкес процестің экономикасын анықтайды. Бұл көрсеткіштер нақты өндірістік процестер үшін эксперименттік немесе зертханалық деректер негізінде есептеледі. Мұндай көрсеткіштерді анықтау күрделі есептеулерді талап етеді.

Мысал 1. Жіберілген шикізатқа шаққандағы бензинді пиролиздеу өнімдерінің шығымын есептеңіз.

Бастапқы деректер:

Пиролиз газының құрамы, % (көлем): Н₂ – 13,9; СН₄ – 30,6; СО₂ – 0,1; С₂Н₂ – 0,5; С₂Н₄ – 32,2; С₂Н₆ – 4,6; С₃Н₄ – 0,2; С₃Н₆ – 11,2; С₃Н₈ – 0,4; С₄Н₆ – 2,6; С₄Н₈ – 1,9; С₄Н₁₀ – 0,2; С₅Н₁₀ – 1,2; С₆ көмірсутектер – 0,4.

Шикізат мөлшері: 40 000 кг/сағ; пиролиз газының мөлшері: 25483 м³/сағ (20⁰С температура мен 0,11 МПа қысым жағдайында); шайыр мөлшері: 12 280 м³/сағ; шайыр тығыздығы = 0,9571.

Есепке әдістемелік нұсқаулықтар:

Қалыпты жағдайдағы пиролиз газының көлемін табамыз:

мұндағы – берілген жағдайдағы газ көлемі;

Т – газ температурасы, К;

Р – газ қысымы, МПа.

м³/сағ

Газдағы әрбір компоненттің мөлшерін есептейміз:

мұндағы – газдағы i-ші компоненттің мөлшері;

M_i – i-ші компоненттің молекулалық массасы.

кг/сағ

кг/сағ

Көміртек диоксидіндегі көміртектің мөлшерін есептейміз:

кг/сағ

Пиролиз газының жалпы мөлшері:

G_г = ∑G_i = 28176 кг/сағ

Жіберілген шикізатқа шағып есептегендегі пиролиз газының компоненттерінің шығымын мына формуламен есептейді:

% (масс.)

Пиролиз шайырының мөлшері:

= 12 280·0,9571 + 970 + 360 = 13 083 кг/сағ

Жіберілген шикізатқа шағып есептегендегі шайыр мөлшері:

% (масс.)

Айырмасы арқылы кокс шығымы мен шығынды табамыз:

100 – Х_г – Х_шайыр = 100 – 67,14 – 32,70 = 0,16% (масс.)

С₁-С₄ газ тәрізді өнімдердің шығымы:

Х_г = 67,12% (масс.)

Қосымша әдебиет 2[21 - 28]; 3[3-27]; 7[5-24]

Бақылау сұрақтары:

1. Теориялық шарттарға сүйене отырып реакция өнімдерінің құрамын анықтауға бола ма?

2. Реакцияның қандай механизмін негізге ала отырып жай көмірсутектердің айрылу өнімдерінің бастапқы құрамын есептеуге болады?

3. Өнімдердің тепе-теңдік құрамын қалай есептеуге болады?

Тәжірибелік сабақ №4. Мұнайхимиялық процестердің материалдық баланстары.

Тапсырма:

1. Материалдық баланстарды құру принциптері.

2. Есептер шығару.

3. Өздігінен шығаруға арналған есептер.

Әдістемелік нұсқаулықтар:

Көп жағдайда үздіксіз жүретін мұнайхимиялық процестер үшін материалдық баланс теңдеуін заттардың сағаттық кірісі мен шығысын негізге ала отырып құру қабылданған:

ΣG_баст.= ∑G_соңғы; кг/сағ (1)

ΣG_баст.= ∑G_1баст.+ ∑G_2баст. +···+ G_{i баст.} (2)

ΣG_соңғы= G_1соңғы + G_2соңғы+···+ G_{i соңғы} (3)

Химиялық өзгерістер жүретін жүйелерде енген i-ші компоненттің массасы өзгеріске ұшыраған және өзгеріске ұшырамаған i-ші компоненттің массаларының қосындысына тең:

G_{i баст}= G_{i өзг.ұшырамаған} + G_{i өзг.ұшыраған} (4)

Газ тәрізді заттардың рециркуляциясымен жұмыс істейтін жүйелер үшін (этиленді тура гидратациялау, оксосинтез, этиленді оксидке тотықтыру және т.б.) әдетте газдың бастапқы ағынымен жүйеге түсетін және реакция нәтижесінде түзілетін әрекеттесетін заттар мен инертті қоспалар үшін, жүйенің әрбір компоненті үшін және компоненттер тобы үшін жеке газдық баланстар құру қажет болады.

Мұнайхимиялық өнімдер өндірісінің процестерінде әрқашан шығын болады. Бұл құрылғы (сорғы, компрессорлар, құбырлар және т.б.) саңылауларының әсерінен болатын механикалық шығындар, сонымен қатар мақсатты өнімді оның реакция өнімдерінен бөліп алу кезінде болатын шығындар.

Механикалық шығындар ескерілсе, материалдық баланс мына теңдеумен өрнектеледі:

ΣG_баст.= ∑G^'_соңғы+ G_шығын (5)

мұндағы G^'_{соңғы =} G_соңғы – G_шығын (6)

5-теңдеудегі ∑G^'_соңғы мәні реакция өнімдерінен бөліп алғанда жоғалатын мақсатты өнімнің мөлшерін қамтиды, себебі, ол жанама өнімдердің құрамында ескеріледі.

Материалдық балансты құрғанда барлық өндірістік шығындар ескеріледі, нәтижесінде қондырғыға түсетін шикізат пен реагенттердің мөлшері өнімнің берілген мөлшерін алуға қажетті мөлшерден жоғары болады. Бірақ жеке қондырғылардағы аппаратуралардың технологиялық есептеулері оған түсетін шикізат пен реагенттің жалпы мөлшері үшін шығынды ескермей құрылады.

Есеп 1. Өнімділігі жылына 600 мың тонна болатын тауарлық этилен өндіруде қолданылатын бензинді пиролиздеу қондырғысының материалдық балансын құрыңыз. Түзілетін этанды пиролиздеу бөлек пеште жүргізіледі.

Бастапқы деректер:

Бір жылда жұмыс істейтін сағат саны: 7920;

Өндірістің барлық сатыларындағы этилен шығынының жалпы мөлшері: 4%;

Этиленді газ бөлу сатыларындағы потенциалды мөлшерінен бөліп алу тереңдігі: 98%;

Бензинді пиролиздеу өнімдерінің шығымы, % (масс.):

Н₂ – 0,85; СН₄ – 15,8; СО + СО₂ + H₂S – 0,1; С₂Н₂ – 0,4; С₂Н₄ – 27,5; С₂Н₆ – 4,1; С_ЗН₄ – 0,3; С₃Н₆ – 13,0; С₃Н₆ – 0,55; С₄Н₆ – 4,2; С₄Н₈ – 3,1; C₄H₁₀ – 0,4; 200⁰С дейінгі С₅ сұйық өнімдер – 23,2; ауыр шайыр (200⁰С жоғары) – 6,4; кокс – 0,1;

Этанды пиролиздеу өнімдерінің құрамы, % (масс.):

Н₂ – 3,5; СН₄ – 5,0; СО + СО₂ – 0,5; С₂Н₂ – 0,5; С₂Н₆ – 37,2; С₂Н₄ – 47,6; С₃Н₆ – 0,9; С₃Н₈ – 0,1; С₄Н₆ – l,2; С₄Н₈ – 0,3; C₄H₁₀ – 0,1; С₅ және одан жоғары – 3,1.

Есепке әдістемелік нұсқаулықтар:

Өнімділік тауарлық этилен бойынша берілгендіктен, шығын мен потенциалды мөлшерінен этиленді бөліп алу тереңдігін ескере отырып, этилен бойынша өнімділікті анықтау қажет.

(1)

мұндағы G^r_э1 – шығын ескерілген жағдайдағы этилен бойынша өнімділік, т/жыл;

G^r_э – тауарлық этилен бойынша өнімділік, т/жыл;

Ш – этилен шығыны, бірлік үлес;

(2)

мұндағы G^r_э2 – этиленді потенциалды мөлшерінен бөліп алу тереңдігі ескерілген жағдайдағы пиролиз қондырғысының өнімділігі, т/жыл;

ШАТ – потенциалды мөлшерінен шығарып алу тереңдігі, бірлік үлес;

Әрі қарай этиленнің сағаттық шығынын анықтаймыз (кг/сағ):

(3)

мұндағы Z – бір жылдағы жұмыс сағатының саны.

Этилен бензиннен де, сонымен қатар рециркулирлеуші этаннан да түзілетіндіктен, этилен бойынша баланс құру қажет.

Этиленнің жалпы мөлшері:

G_э= G_бХ _э1+ G _этХ _э2 (4)

мұндағы G_б, G_эт – бензин мен этан бойынша пиролиз пешінің сәйкесінше өнімділіктері, кг/сағ;

Х_э, Х_э2 – бензин мен этанды пиролиздеу кезінде түзілген этиленнің сәйкес шығымы, массалық үлестер.

Бензиннен түзілетін этанның мөлшері (кг/сағ):

G^/ _эт= G_бХ _эт (5)

мұндағы Х _эт – бензинге шаққандағы этанның шығымы, массалық үлестер.

Этан пешіне түсетін этанның мөлшері (кг/сағ):

(6)

мұндағы К_эт – этан конверсиясы.

G _эт мәнін 4-теңдеуге қоямыз:

(7)

Бензин пештерінің жүктелуін табамыз (кг/сағ):

(8)

Этан пешінің жүктелуін 6-теңдеу бойынша есептейміз.

Бензин мен этанды пиролиздеу өнімдерінің мөлшерін алдымен жеке-жеке, әрі қарай оларды қосып есептеп, айрылудың материалдық балансын құрамыз.

Қосымша әдебиет 3[14-18], 7[75-92]

Бақылау сұрақтары:

1. Мұнайхимиялық процестердің материалдық балансы табиғаттың қандай заңына сүйеніп құрылады?

2. Газтәрізді заттардың рециркуляциясы арқылы жүретін процестер үшін материалдық баланстарды құрудың ерекшеліктері.

3. Жеке құрылғыларды технологиялық есептеулерде шығын ескеріле ме?

Тәжірибелік сабақ №5. Мұнайхимиялық процестердің жылу баланстары.

Тапсырма:

1. Жылу баланстарын құру принциптері.

2. Есептер шығару.

3. Өздігінен шығаруға арналған есептер.

Әдістемелік нұсқаулықтар:

Химиялық процестердің жылу баланстарын құру үшін аппаратқа кіретін және аппараттан шығарылатын жылу мөлшерін анықтау қажет. Энергия сақталу заңына сәйкес жылудың кіруі мен шығуы тең болу керек:

∑Q_кір =∑Q_шығ (1)

мұндағы ∑Q_кір – реагенттермен бірге аппаратқа енгізілетін және экзотермиялық реакциялар жүргенде бөлінетін жылудың жалпы мөлшері, Вт;

∑Q_шығ – эндотермиялық реакциялар жүргенде жұтылатын жылу мен қоршаған ортаға бөлінетін шығынды қоса есептегендегі аппараттан шығатын жылудың жалпы мөлшері, Вт;

Реагенттермен бірге аппаратқа енгізілетін немесе одан реакция өнімдерімен бірге шығарылатын жылу мөлшерін есептегенде жылусиымдылық немесе энтальпияны қолдануға болады:

Сұйықтықпен бірге енгізілетін немесе шығарылатын жылу мөлшері, Вт.

Q = Gc_жt =Gі (2)

(3)

мұндағы Q – жылу мөлшері (жылу ағыны), Вт;

G – реагенттің немесе реакция өнімінің мөлшері, кг/сағ;

c_ж, c_п – сұйық пен будың сәйкесінше орташа жылусиымдылықтары, кДж/(кг·⁰С);

r – жасырын булану жылуы, кДж/кг;

t – температура, ⁰С;

t_н, t_п – қанығу және қызу температуралары сәйкесінше, ⁰С;

і – сұйықтық энтальпиясы, кДж/кг;

I – бу энтальпиясы, кДж/кг.

Жылу мөлшерін энтальпияны қолданып есептеу қолайлырақ, әсіресе жылу балансынан температуралардың біреуін анықтау қажет болса.

Есеп 1. н-бутанды дегидрлеудің реакторлық блогы регенераторының жылу балансын құрыңыз және отын мен ауа шығынын анықтаңыз.

Бастапқы деректер:

Температура, ⁰С:

кіретін катализатордың t_к1=570; шығатын катализатордың t_к2=650, кіретін ауаның t_а=200, шығатын регенерация газының t_р.г.=590; кокстелген катализатордың мөлшері G_кат=823753 кг/сағ; катализатордағы кокстің мөлшері: регенераторға кіргендегі – 0,124; регенератордан шыққандағы – 0,005; артық ауа коэффициенті £ = 1,3;

Кокстің элементтік құрамы, % (масс.): С – 97,5; Н – 2,5.

Отын газының құрамы, % (көл): Н₂ – 59,1; СН₄ – 13; С₂Н₄ – 4; С₂Н₆ – 3; С₃Н₆– 5; С₃Н₈ – 2,5; С₄Н₁₀ – 2,5; N₂ – 6,0; СО₂ – 4,9.

Есепке әдістемелік нұсқаулықтар:

н-бутанды дегидрлеудің реакторлық блогының регенераторына кокстелген катализатор, катализаторды қыздыруға арналған отын газы және оны регенерациялау мен отынды жағуға қажет ауа кіреді. Отын беру кокстың жану жылуы дегидрлеу реакциясын жүргізуге қажет жылудан айтарлықтай аз болғандықтан қажет.

Есептің шарты бойынша кокстелген катализатордың мөлшері, кокстелген және регенерацияланған катализатордағы кокстің мөлшері белгілі. Бұл мәліметтер бойынша күйдіруге тиесілі кокстың мөлшері мен регенерацияланған катализатордың мөлшерін анықтауға болады. Бірақ, коксты таза катализатордың массасына жатқызатынын ескеру қажет.

Регенерацияланған катализатордың мөлшерін табамыз, кг/сағ:

G_{рег.кат}. = G_кат + G_катх_{рег.кат.} = G_кат (1+ х_{рег.кат.}) (1)

мұндағы G_кат – таза катализатордың мөлшері, кг/сағ;

х_{рег.кат.} – регенерацияланған катализатордағы кокстың мөлшері, массалық үлес.

Сәйкесінше, кокстелген катализатордың мөлшері:

G_{кокс.кат}. = G_кат (1+ х_кокс) (2)

мұндағы х_кокс – кокстелген катализатордағы кокстың мөлшері.

2-теңдеу арқылы таза катализатордың массасын табамыз және оның мәнін 1-теңдеуге қоямыз:

(3)

(4)

Күйдіруге тиесілі кокстың мөлшерін айырмасы бойынша табамыз:

G_кокс = G_{кокс.кат.} - G_{рег.кат.} (5)

Сонымен, есептеуге қажетті барлық шамалар белгілі.

Негізгі әдебиет 4[65-88]

Қосымша әдебиет 3[14 - 18]; 7[5-24]

Бақылау сұрақтары:

1. Мұнайхимиялық процестердің жылу балансы табиғаттың қандай заңына сүйеніп құрылады?

2. Реагенттермен бірге аппаратқа енгізілетін және одан реакция өнімдерімен бірге шығарылатын жылу мөлшерін қалай есептеуге болады?

3. Экзотермиялық және эндотермиялық реакциялардың жылу эффектілері процестің технологиялық параметрлеріне қалай әсер етеді?

Тәжірибелік сабақ №6. Жылу баланстарын есептеу.

Тапсырма:

1. Ірі тонналы химиялық процестердің реакторлары мен регенераторларының жылу баланстарын құру.

Әдістемелік нұсқаулықтар:

Есеп 1. н-бутанды дегидрлеудің реакторлық блогының регенераторының жылу балансын құрыңыз және отын мен ауа шығынын анықтаңыз.

Бастапқы деректер:

кіретін катализатордың t_к1=570; шығатын катализатордың t_к2=650, кіретін ауаның t_а=200, шығатын регенерация газының t_р.г.=590; кокстелген катализатордың мөлшері G_кат=823753 кг/сағ; катализатордағы кокстің мөлшері: регенераторға кіргендегі – 0,124; регенератордан шыққандағы – 0,005; артық ауа коэффициенті £ = 1,3;

Кокстің элементтік құрамы, % (масс): С – 97,5; Н – 2,5.

Отын газының құрамы, % (көл): Н₂ – 59,1; СН₄ – 13; С₂Н₄ – 4; С₂Н₆ – 3; С₃Н₆– 5; С₃Н₈ – 2,5; С₄Н₁₀ – 2,5; N₂ – 6,0; СО₂ – 4,9.

Есептің шығарылуы:

Регенерацияланған катализатордың мөлшерін анықтаймыз:

кг/сағ

Күйдіруге тиесілі кокстың мөлшері:

G_кокс = G_{кокс.кат.}- G_{рег.кат.}= 823753 - 822773 = 980 кг/сағ

Менделеев формуласы бойынша отын газының төмен жану жылуын (кДж/м³) анықтаймыз:

=108Н₂+358,2СН₄+590,6С₂Н₄+637,5С₂Н₆+ 860С₃Н₆ + 912,5С₃Н₈+1186,5С₄Н₁₀= 108·59,1+358,2·13+590,6·4+637,5·3+860·5+912,5·2,5+1186,5·2,5=24861,8кДж/м³

мәнін кДж/кг-да табу үшін отын газының тығыздығын қалыпты жағдайда (СО₂және N₂ ескере отырып) анықтау керек.

ρ_о.г.=∑х_iρ_i=0,591·0,09+0,13·0,71+0,04·1,25+0,03·1,34+0,05·1,875+0,025·1,96+0,025·2,59+ 0,049·1,96+0,06·1,25=0,614 кг/м³

онда отын газының мәні:

кДж/кг

1 кг коксті жағуға теориялық қажет ауаның шығынын төмендегі формула бойынша анықтаймыз:

L₀ = = = 12,1 кг/кг

1 кг отынды жағуға теориялық қажет ауаның шығынын есептеу үшін отынның элементтік құрамын есептейміз (% масс.):

С =

Н =

О =

N₂ =

мұндағы х_i - i-ші компоненттің көлемдік концентрациясы;

n_i, m_i - i-ші компоненттегі көміртек пен сутек атомдарының саны;

M_i –i-ші компоненттің молекулалық массасы.

Отынның элементтік құрамы, % масс.:

С = =

Н =

О =

N =

Тексеру: С+Н+О+N =56,1+20,3+11,4+12,2=100

1 кг отын газын жағуға қажет ауаның теориялық шығыны:

кг/кг.

Ауаның шын мәніндегі шығыны:

= L^о·α = 12,1·1,3 =15,73 кг/кг

= ·α = 12,96·1,3 =16,85 кг/кг

1 кг кокс жанғанда түзілген жану өнімдерінің мөлшерін анықтаймыз (кг/кг):

L_o (α - 0,232)=12,1(1,3 - 0,232) = 12,93

Жану өнімдерінің жалпы мөлшері:

3,58+0,23+12,93=16,74 кг/кг.

1 кг отын газы жанғанда түзілген жану өнімдерінің құрамы:

= L_o (1,3-0,232)+ =12,96(1,3 - 0,232) + 0,122=13,962

1 кг отын газының жану өнімдерінің жалпы мөлшері:

2,05 + 1,83 + 13,962 = 17,84 кг/кг

Әрі қарай регенераторға енгізілген және одан реакция өнімдерімен шыққан жылу мөлшерін анықтау үшін:

• 650⁰С температурада 1 кг отынның жану өнімдерінің жылусиымдылығын (С_рm, кДж/(кг·⁰С)) кокстің жануынан есептейміз:

m^к = 3,58 + 0,23 + 12,93 = 3,58·1,05 + 0,23·2,03 + 12,1·0,78 = 14,33 кДж/(кг·^оС)

• отын газының жануынан есептейміз:

=2,05·1,05+1,83·2,03+17,84·0,78=19,78 кДж/(кг·^оС)

Регенератордың жылу балансы:

Кіретін жылу мөлшері:

• кокстелген катализатормен кіреді:

Q_{кокс.кат..}= G_{кокс.кат.}С_к·t_{кокс.кат.} = 823753·0,921·570 = 432445610 кДж/сағ = =120123780 Вт

• 200^оС температурада ауамен кіреді:

Q_ауа=L⁰_к·G_кокс+L⁰_отынB)C t_ауа=(15,73·980+16,85В)1,01·200= 798439+3403,7В

мұндағы В – отын шығыны, кг/сағ

• кокс пен отын газының жану жылуы:

Q_{р кокс}= G_кокс·Q

Q =339,1С+1030Н=339,1·97,5+1030·2,5=33062,75+2575=35627,5 кДж/кг

демек Q_{р кокс}= 98035627,5 = 34914950 кДж/сағ = 9698597 Вт

Q_{р отын газы} = В· Q = 40492 кДж/сағ = 11247,8В Вт

Кіретін жылудың жалпы мөлшері:

∑Q_кіріс= Q_{кокс.кат.}+ Q_ауа+ Q_{р кокс} + Q_{р отын газы} = 120123780 + 798439 + +3403,7В + 9698597+11248,7В = 130620816 + 14652,4В Вт

Шығатын жылу мөлшері:

• регенерацияланған катализатормен:

Q_{рег.кат.}=822773·0,921·650 = 492553050 кДж/сағ=136820290 Вт

• регенерация және отын жағу газдарымен:

Q_г= (G_коксС_{рm кокс}+ ВС_{pm отын газы})·t_г;

Q_г =(980·14,33+В·19,78)·590= 8285606 + 11670,2В кДж/сағ = 2301492 +

+3241,7В Вт

Барлығы:

∑Q_шығ.= Q_{рег.кат.}+ Q_г= 136820290 + 2301492 + 3241,7В = 139121782 + +3241,7В Вт

• Кіретін және шығатын жылулардың теңдігінен отын газының шығынын табамыз:

130 620 816+14 

652,4В=139 121 782+3 241,7В

В = = 745 кг/сағ

• Әрі қарай Q_кір. = Q_шығ тексереміз.

Қосымша әдебиет 3[34 - 58]; 7[43-62]

Бақылау сұрақтары:

1. Ірі тонналы химиялық процестердің реакторлары мен регенераторларының жылу баланстары қалай құрылады?

2. Регенераторға енгізілген және одан реакция өнімдерімен шыққан жылу мөлшерін анықтау қандай жолмен жүргізіледі?

3. Регенератордың жылу балансын құру принциптері.

Тәжірибелік сабақ №7. Мұнайхимиялық процестердің негізгі технологиялық параметрлері.

Тапсырма:

1. Мұнайхимиялық процестердің жүзеге асу мүмкіндіктерін бағалау.

Әдістемелік нұсқаулықтар:

Химиялық реакторлар мен өндірістік қондырғыларды жобалау мен тиімді пайдалану үшін реакция шарттарына байланысты бастапқы реагенттер мен өнімдердің фазалық күйі, реакция жағдайы (экзотермиялық, эндотермиялық), процесс жүретін жүйенің оптималды жағдайлары, процестің оптималды параметрлері (температура, ұзақтылығы, қысым) және т.б. туралы деректер өте маңызды.

Мұнайхимиялық процестердің жүзеге асу мүмкіндіктерін бағалауда оның термодинамикалық мәліметтері де маңызды рөл атқарады. Мұндай бағалауда негізгі критерий бос энергияның (изобаралық потенциал) ∆G немесе стандартты бос энергияның ∆G⁰ өзгерісі болып табылады.

Қандай-да бір реакцияның жүзеге асу мүмкіндіктерін термодинамика тұрғысынан бағалау үшін стандартты бос энергия өзгерісінің ∆G⁰ температураға тәуелділігі зерттеледі. Реакцияның стандартты бос энергиясының температураға тәуелділігін (мысалы, ∆G⁰=a+bT типтегі эмпирикалық теңдеу) біле отырып, ∆G⁰=0 жағдайындағы температураны анықтауға болады, яғни, реакция өздігінен жүретін шекараны білуге болады.

Реакция екі бағытта да бірдей жеңіл жүретін ∆G⁰ = 0 жағдайындағы температура химиялық технологияда жиі қолданылатын қолайлы сипаттама болып табылады.

∆G⁰ теріс мәндерінің абсолютті шамаларын салыстыра отырып, бір уақытта бірнеше реакцияның жүру мүмкіндігін салыстыруға немесе олардың белгілі жүйелілігін анықтауға болады. Анилин алу реакциясының әр түрлі схемалары үшін ∆G⁰ мәндерін келтірейік:

1. C₆H₆ + HNO₃ → C₆H₅NO₂ + H₂O ∆G⁰ = - 22 ккал/моль

C₆H₅NO₂ + 3Н₂ → C₆H₅NH₂ + 2H₂O ∆G⁰ = - 11,43 ккал/моль

2. C₆H₆ + Cl₂ → C₆H₅ Cl + HCl ∆G⁰ = - 24 ккал/моль

C₆H₅Cl + NH₃ → C₆H₅NH₂ + HCl ∆G⁰ = - 11,2 ккал/моль

3. C₆H₆ + NH₃ → C₆H₅ NH₂ + H₂ ∆G⁰ = + 10,28 ккал/моль

Демек, 3-схема анилин алуға жарамсыз, себебі ∆G⁰ мәні оң. Егер ∆G⁰ мәні оң реакциялар ∆G⁰ мәні теріс реакциялармен бірге жүрсе, онда бұл реакцияларды жүзеге асыруға болады. Бір реакциядағы изобаралық потенциалдың төмендеуін оның басқа реакцияларда артуы басып отырады және процесс жалпы ∆G⁰ кемуімен жүреді. Мұндай реакцияларға мысал келтірейік:

CH₄ + NH₃ → HCN +3H₂ ∆G⁰ = + 34 ккал/моль

CH₄ + NH₃ + 3/2O₂ → HCN +3H₂ O ∆G⁰ = - 130 ккал/моль

Химиялық технологияда термодинамикалық сипаттамаларды анықтау маңызды рөл атқарады. Мұнайхимиялық өндірістің экономикалық пайдалылығын бағалау үшін мақсатты өнімнің шығымы, меншікті өнімділік, конверсия дәрежесі және т.б. туралы мәліметтер маңызды.

Негізгі әдебиет 4[151-159]

Қосымша әдебиет 2 [8-23]

Бақылау сұрақтары:

1. Процестің жүзеге асу мүмкіндіктерін термодинамикалық мәліметтер бойынша бағалаудағы негізгі критерийді атаңыз.

2. Стандартты бос энергияның мәні теріс болатын температураны қалай анықтауға болады?

Тәжірибелік сабақ №8. Көлемдік жылдамдық. Реакция уақыты. Реакция аймағының көлемі.

Тапсырма:

1. Мұнайхимиялық процестердің реакторларын технологиялық есептеу элементтері.

Әдістемелік нұсқаулықтар:

Өнеркәсіпте реакция аймағының қажет көлемін бағалау үшін көлемдік жылдамдық және әсерлесу уақыты сияқты параметрлер қолданылады.

Көлемдік жылдамдық ( ) – реакция аймағының көлемі арқылы 1 сағатта жіберілген бастапқы шикізаттың көлемі.

м³/(м³·сағ) немесе сағ^-1 (1)

мұндағы V – шикізат көлемі, м³/сағ;

V_p – реакция аймағының көлемі, м³.

Егер реакторға сұйық шикізат берілсе, онда көлемдік жылдамдықты оның 20⁰С температурадағы көлемі бойынша есептейді.

м³/сағ (2)

Егер шикізат газ тәрізді болса, онда қалыпты жағдайдағы көлемі бойынша анықтайды:

м³/сағ (3)

Егер реакторға бірнеше реагент берілсе, мысалы, көмірсутек және ауа немесе оттек, көмірсутек, оттек және су буы және т.б., онда көлемдік жылдамдықты реакциялық қоспаның реакторға кіргендегі қалыпты жағдайдағы көлемі бойынша есептейді:

(4)

Гетерогенді-каталитикалық процестер үшін реакция аймағының көлемі V_p реакция аймағының жалпы көлемін көрсетеді (катализатор көлемі және катализатор түйіршіктерінің арасындағы бос кеңістік).

Әсерлесу уақыты – реактордағы температура мен қысымда реакция аймағы көлемінің реакциялық қоспаның секундтық көлеміне қатынасы.

(5)

мұндағы V_сек – реакцияның жүру жағдайында реакторға түсетін сұйық немесе будың секундтық көлемі.

τ – минут немесе сағатпен өрнектеуге болады.

Сұйықтық көлемі (м³/сек):

(6)

Газ тәрізді шикізаттың көлемі (м³/сек):

(7)

мұндағы G_с, G_реаг, G_разб. – шикізаттың, реагенттің және сұйылтқыштың сәйкесінше мөлшерлері, кг/сағ;

М_с, М_реаг, М_разб. – шикізаттың, реагенттің және сұйылтқыштың сәйкесінше молекулалық массасы;

Т – реактордағы температура, К;

Р – реактордағы қысым, МПа

Будың шын мәніндегі көлемі 7-теңдеуде есептелгендегіден артық немесе кем болуы мүмкін, себебі процесс барысында бу көлемі кемуі немесе артуы мүмкін. Сондықтан мұндай жолмен анықталған әсерлесу уақыты шартты болып есептеледі. Кей жағдайда әсерлесу уақытын реактор бойынша орташа шама, реакция аймағына ену мен реакция аймағынан шығу арасындағы кмоль-дің орташа санымен анықтайды.

Өндірістік реакторлар үшін әсерлесу уақытын есептеу әдісі әрбір нақты жағдай үшін бастапқы эксперименттік мәліметтерді өңдеуде қабылданған әдіске сәйкес келуі керек.

Негізгі әдебиет 4[231-253]

Қосымша әдебиет 6[136-152]

Бақылау сұрақтары:

1. Реакция аймағын анықтау үшін қандай параметрлер қажет?

2. Егер реакторға бір мезгілде бірнеше реагент берілсе көлемдік жылдамдықты қалай анықтауға болады?

3. Өндірістік реактор үшін әсерлесу уақытын есептеу әдісі.

Тәжірибелік сабақ №9. Көмірсутек қоспаларын бөлуге арналған қондырғылардың негізгі технологиялық параметрлерін есептеу әдістері.

Тапсырма:

1. Мұнайхимиялық процестердің реакторларын технологиялық есептеу элементтері.

Әдістемелік нұсқаулықтар:

Есеп 1. Бутенді дегидрлеу реакторына бутен фракциясы G_б = 15000 кг/сағ және 20 моль/моль мөлшерінде бутен бар су буы түседі. Реактордың ішкі диаметрі D=6м, катализатор қабатының биіктігі H = 1,8 м. Бу-газ қоспасының қабатқа кірердегі температурасы t₁ = 630⁰С, шыққанда t₂ = 590⁰С. Қабатқа кірердегі қысым 0,16Мпа, қаббаттан шыққанда 0,13МПа. Шикізат берудің көлемдік жылдамдығын және шартты әсерлесу уақытын анықтаңыз.

Есептің шығарылуы:

Көлемдік жылдамдықты су буын есепке алмай шикізат буы көлемінің реакция аймағының көлеміне қатынасы ретінде анықтаймыз.

Қалыпты жағдайдағы бутен буының көлемі:

м³/сағ

Реакция аймағының көлемі:

м³

Шикізат берудің көлемдік жылдамдығы:

м³/(м³ · сағ) немесе сағ^-1

Шартты әсерлесу уақытын шикізат буы мен қабатқа кіргендегі су буының көлемі бойынша анықтаймыз.

Бутендер мен су буының кмоль саны:

кмоль/сағ

N_{су буы}= N_б · 20 = 267,9 · 20 = 5358 кмоль/сағ

Реакторға кіргендегі бу көлемі:

м³/сағ

Будың секундтық көлемі:

м³/сек

Шартты әсерлесу уақыты:

сек

Сонымен, реактор жұмысының көрсеткіштері белгілі.

Негізгі әдебиет 4 [354-375]

Қосымша әдебиет 6 [192-207]

Бақылау сұрақтары:

1. Шикізатты неліктен су буымен сұйылтады?

2. Реактордан шығардағы көмірсутек буының қысымын реттеуге бола ма?

3. Қандай параметрді анықтау үшін реактордың ішкі диаметрі мен катализатор қабатының биіктігі белгілі болу керек?

Тәжірибелік сабақ №10. Сұйықтық экстракция. Экстрактілі дистилдеу. Экстракторлар.

Тапсырма:

1. Технологиялық жобалау негіздері.

Әдістемелік нұсқаулықтар:

Химиялық реактор кез-келген химиялық процестің негізгі аппараты болып табылады, себебі тек реакторда бастапқы реагенттердің реакция өнімдеріне айналуы жүреді. Реактор әдетте кейбір басқа аппараттармен (жылуалмастырғыштар, конденсаторлар, сепараторлар, циркуляциялық сорғылар және т.б.) тікелей байланысқан және барлық жүйе реакциялық түйін деп аталады.

Реакциялық түйінді жобалау міндеттері төмендегідей:

1. реакциялық түйінге енетін реактор мен басқа аппараттардың құрылымын және үлгісін табу;

2. материалдық баланс құру және заттар ағынын ұйымдастыру;

3. жылуды жеткізу мен бөліп беру әдісін және аппараттардың жылу баланстарын табу;

4. қажет реакциялық көлем мен аппараттардың жалпы көлемін анықтау.

Қойылған мақсатқа және қолда бар деректерге байланысты реакторларды жобалауды екі түрлі нұсқада жүргізеді:

1. микродеңгейде жүретін құбылыстарды қарастырмай жалпы аппарат немесе процесс үшін;

2. осы аппаратурада жүретін процестердің кинетикасы мен макрокинетикасын ескеру арқылы.

Қазіргі кезде реакторлық түйіндердің көптеген есептеулерін шығару үшін эмперикалық емес, теориялық көзқарас тұрғысынан жеткілікті түрде дәлелденген мүмкіндік пайда болды. Кең тараған әдіс – математикалық үлгілеу әдісі. Бұл әдіс әрбір нақты жағдайда химиялық реакторда анық жүретін физикалық және химиялық процестерді ескереді.

Негізгі айнымалыларды өзгертудің келесі нұсқалары мүмкін:

1. егер айнымалылар уақыт бойынша өзгеріп және кеңістікте өзгермесе немесе уақыт бойынша өзгермесе және кеңістікте бірлікке тең өлшеммен өзгерсе, онда үлгі әдеттегі дифференциалдық теңдеулермен көрсетіледі;

2. егер айнымалылар уақыт бойынша өзгермесе және кеңістікте бірліктен үлкен өлшеммен өзгерсе немесе уақыт бойынша және кеңістікте өзгерсе, онда үлгі туындысы бар дифференциалдық теңдеулермен көрсетіледі;

3. егер айнымалылар уақыт бойынша да, кеңістікте де өзгермесе, онда үлгі алгебралық теңдеумен өрнектеледі.

Реакторлық түйінге қойылатын ең басты міндет белгілі уақыт аралығында ең төменгі экономикалық шығын жағдайында талап етілген сапа мен мөлшер бойынша мақсатты өнім алу, қоршаған ортаны қорғау, қауіпсіздік ережелері және санитарлық талаптарды орындау. Бұл талапқа қол жеткізу үшін ең жақсы гидродинамикалық режим мен әрекеттесетін заттар арасындағы байланыс, сонымен қатар әрекеттесетін заттардың катализаторлармен әсерлесуін қамтамасыз ететін қажет өлшемдегі реакторлар жасау керек. Сонымен қатар, қажет температуралық режимді қамтамасыз ететін құрылғы да қарастырылу керек.

Мұнайхимиялық синтездің көптеген өнеркәсіптері жоғары өрт және жарылыс қауіптілігімен, өңделетін және алынатын заттардың қауіптілігімен және улылығымен ерекшеленеді. Аталған факторлар химиялық реакторларға төмендегідей қосымша талаптар қояды:

1. механикалық беріктілік, материалдың реакциялық ортаның әсеріне төзімділігі;

2. жұмыс істеуі, құрастырылуы және жөндеу жұмыстары бойынша құрылғының қарапайымдылығы;

3. материалдар мен аппаратты жасау бағасының қымбат болмауы, түйіндер мен бөлшектердің стандарттылығы және тұрақтылығы;

4. эксплуатация кезінде герметикалығы, сенімділігі және қауіпсіздігі;

5. ұзақ мерзімде жұмыс істеуі, талап етілетін технологиялық режимдерді тұрақты қамтамасыз етуі және оларды басқарудың жеңілділігі.

Негізгі әдебиет 4 [7-19]

Қосымша әдебиет 6 [13-54]

Бақылау сұрақтары:

1. Реакциялық түйіндерді жобалаудың міндеттері қандай?

1. Негізгі параметрді өзгертудің қандай нұсқалары бар?

2. Реакторлық түйінге қандай ең негізгі талап қойылады?

3. Химиялық реакторларды есептеу әдістері.

Тәжірибелік сабақ №11. Тарелкалы және қондырылған қондырғыларды технологиялық құрастыру.

Тапсырма:

1. Мұнайхимиялық синтез өнеркәсібінде қолданылатын реакторлардың типтік құрылымы.

Әдістемелік нұсқаулықтар:

Химиялық реакторларды құрылымдық ерекшелігі, химиялық процестердің типі, сонымен қатар математикалық үлгілерге сәйкес есептеу әдісіне әсер ететін белгілер бойынша жіктеуге болады.

Негізгі органикалық және мұнайхимиялық синтез технологиясында негізінен үздіксіз процестер, әсіресе сұйық фазалы гомогенді процестер қолданылады. Бұл процестерді жүргізу үшін бұлғауышы бар реакторлар жиі қолданылады. Мұндай реактор оңай масштабталады.

Үздіксіз сұйық фазалы процестерде қолданылатын реактор ағынының құрылымы идеалды ығыстыру (құбырлы, жылан тәрізді), сонымен қатар идеалды араластыру (бұлғауышы бар немесе шығаратын циркуляциялық сорғысы бар аппараттар) реакторларының үлгісіне жақынырақ болуы мүмкін. Газ фазалы процестер үшін үлгісі идеалды ығыстыру үлгісіне жақын реакторлар қолданылады. Бұл жағдайда құбырлы, жылан тәрізді реакторлар және бағаналы аппараттар қолданылады. Жалында жүретін реакциялар үшін жанарғысы бар арнайы реакторлар қажет. Мұндай реакцияға метанды ацетиленге тотықтырып пиролиздеу жатады.

Үздіксіз әсер ету реакторларының құрылымдық ерекшеліктері қандай да бір дәрежеде жылу алмасудың ұйымдастырылуына тәуелді. Бұл ең бірінші кезекте газ фазасында жүретін реакцияларға қатысты. Төмен температуралы сұйық фазалы процестер суытқыш агентпен байланыс жасайтын жылу беру беті бар аппараттарда жүзеге асырылады.

Органикалық және мұнайхимиялық синтез технологиясындағы үздіксіз әсер ету реакторлары стационарлы жағдайда ұзақ уақыт жұмыс істейді.

Органикалық және мұнайхимиялық синтез технологиясында гомогенді реакциялар да іске асырылады. Олардың ішінде гетерогенді-каталитикалық процестер қызығушылық тудырады. Бұл процестер мұнай шикізатын крекинглеу мен риформинглеуде, гидрлеу мен дегидрлеуде, тотықтыруда, тотықтырғыш аммонолизде, метан конверсиясында, СО және сутек негізіндегі синтездерде және көптеген басқа процестерде жүзеге асырылады.

Бұл жиі жағдайда газ тәрізді заттардың қатты қозғалмайтын (стационарлық қабат), қозғалатын немесе жалған сұйытылған күйдегі катализатор бетіндегі реакциялар. Стационарлы немесе қозғалғыш қабаты бар процестердің реакторларын таңдау ең алдымен процестің кинетикасымен, реакцияның жылу эффектісімен және жылу алмасу жағдайларымен, катализатордың белсенділігін айтарлықтай төмендетпей жұмыс істеу ұзақтылығымен анықталады. Катализатордың стационарлы қабаты бар реакторларды құрылымы бойыншга мынадай топтарға бөлуге болады:

1. Сыртқы ортамен жылу алмаспайтын реакторлар (адиабатты). Олар шахталық аппараттар түрінде жасалады;

2. Катализатор қабаты биіктігі бойынша жеке аймақтарға бөлінетін реакторлар. Құрылымы бойынша сөрелік аппараттар түрінде жасалады;

3. Катализатор қабатының қимасы бойынша бөлінетін реакторлар. Бұл катализатор құбыр немесе құбыраралық кеңістікте орналасқан құбырлы аппараттар.

4. Аппараттың корпусында жоғарыда аталған топтардың барлығы үйлестірілген комбинирленген реакторлар.

Катализатордың қозғалмалы қабаты бар реакторлар органикалық және мұнайхимиялық синтез технологиясында сирек қолданылады.

Мұнайхимиялық синтез процестері гетерофазалық жүйелерде кеңінен қолданылады. Оларға «сұйық–сұйық» және «сұйық–газ» жүйелері жатады. «Сұйық–газ» жүйесінің артықшылықтары бар, мысалы, этиленді гидратациялауда, парафиндер мен ароматты көмірсутектерді тотықтыруда, бензолды олефиндермен алкилдеуде және т.б. қолданылады.

Гетерофазалық реакторларды мынадай топтарға бөлуге болады:

1. Газды барботер арқылы сұйық қабатына енгізгенде фазалардың жанасу беті түзілетін барботажды реакторлар;

2. Аппаратқа енгізілетін газ сұйықта әр-түрлі араластырғаш құрылғылармен диспергирленетін газды механикалық диспергирлеу реакторлары.

Негізгі әдебиет 4 [70-83, 88-122]

Қосымша әдебиет 2 [27-44];5[254-270]; 6[15-37]

Бақылау сұрақтары:

1. Реакторлар қандай белгілері бойынша жіктеледі?

2. Реакторлардың құрылымдық ерекшеліктері қандай параметрлерге тәуелді?

3. Үздіксіз сұйық фазалы процестердің ағын құрылымы қандай үлгіге жақын?

4. Мұнайхимиялық синтездің қандай процестерінде гетерогенді-каталитикалық реакциялар жүзеге асады?

Тәжірибелік сабақ №12. Бензолды олефиндермен алкилдеу реакторларын есептеу.

Тапсырма:

1. Мұнайхимиялық синтез өндірісінде қолданылатын реакторлардың негізгі технологиялық өлшемдерін есептеу.

Әдістемелік нұсқаулықтар:

Органикалық және мұнайхимиялық синтез технологиясында негізінен үздіксіз процестер, сирек жағдайда – периодты процестер қолданылады және бұл процестер әдетте сұйық фазалы гомогенді процестер. Бұл процестерді жүзеге асыру үшін араластырғышы бар аппараттар жиі қолданылады. Периодты процестердің реакторларын есептеу үшін бастапқы дерек өңделетін материалдардың бірлік уақыттағы көлемі мен операция циклінің ұзақтылығы болып табылады. Материалдық баланс мәліметтерін пайдалана отырып, өңделетін материалдардың массасынан олардың көлеміне ауысады:

; (1)

мұндағы W_io – бірлік уақытта өңделетін i-ші заттың көлемі;

_i – i-ші заттың тығыздығы.

Периодты әсер ету реакторының толық жұмыс істеу циклі тізбекті операциялар қатарынан құралады:

_ц = (2)

мұндағы - бір операцияның ұзақтылығы;

n – циклдегі тізбекті операциялардың саны.

Периодты түрде жүретін процесс кезінде реактордағы кейбір операциялар барысында мақсатты өнімнің түзілуі жүзеге аспайтындай болып жасалған. Бұл, мысалы, бастапқы реагенттерді жүктеу, реакциялық массаны қажет температураға дейін қыздыру, өнімді түсіру, реакторды жуу мен кептіру және т.б. – осының бәрі цикл уақытының өнімсіз шығындары. Бұл процестердің ұзақтылығы сәйкес құрылымды тәжірибелік үлгідегі жұмысты хронометраждау арқылы табылады.

Толық көлемі V_т белгілі стандартты реакциялық аппарат таңдап алынады. Реактордың белгілі жылу беру беті бар. Оның жеткіліктілігін жылу балансы мен бұлғауыштың қуаттылығына тәуелді жылу беру коэффициентінің мәні туралы мәліметтерді қолдана отырып, жылу өте шиеленіскен уақыт кезеңіне есептеу арқылы тексереді. Бұл кезде қатар жұмыс істейтін реакторлардың саны қажет:

(3)

мұндағы V = V_n  - реактордың жұмыс көлемі.

Реакторды реакциялық қоспамен толтыру коэффициенті  - көбіктенетін жүйелер үшін мәні 0,5-0,7 аралығында және көбіктенбейтін жүйелер үшін мәні 0,7-0,9 аралығында болатын тәжірибелік шама.

Есептелген n шамасын жақын үлкен санға дейін жуықтайды, бұл қондырғы қуаттылығының қорын береді.

Есеп. о-ксилолды тотықтыру реакторының жұмыс істеу циклінің уақыт бойынша балансын қолдана отырып (1-кесте) турбиналық бұлғауышы бар және толық көлемі 5 м³ болатын стандартты реакторлардың санын анықтаңыз.

Берілген мәліметтер: G_ксилол=1003810³ кг/жыл.

=800 кг/м³.

Бір жылдағы жұмыс сағатының саны: 8000.

Кесте 1

о-ксилолды тотықтыру реакторы циклінің уақыт бойынша балансы

Операция	Практикалық мәліметтер, сағ	Есептеуге арналған мәліметтер, сағ
Реактордың жүктелуі	0,5-0,7	0,5
Режимге шығару	0,4-0,6	0,5
Тотығу процесінің ұзақтылығы	5,5-6	5,5
Өнімді шығарып алу	0,5	0,5
		ц = 7 сағ

Есептің шығарылуы: бір жылда өңделетін о-ксилолдың көлемін анықтаймыз:

Бір жылдағы жұмыс сағатының саны 8000 екенін ескере отырып, табамыз:

, м³/сағ

Тәжірибелік мәліметтер бойынша  шамасын 0,6-ға тең деп аламыз. Онда

V = V_n = 50,6 = 3 м³.

турбиналық бұлғауышы бар реакторлардың қажет санын есептейміз:

Демек, n = 4 деп аламыз.

Реакторда бұлғауыш жасаған сұйық ағынның түріне байланысты бұлғауыштар тангенциалды, радиалды (тарамдалған) және осьтік (білікті) ағын болып бөлінеді.

Тангенциалды ағында аппараттағы сұйықтық бұлғауыштың айналу жазықтығына параллель топталып айнала қозғалады.

Радиалды (тарамдалған) ағын бұлғауыштан аппараттың қабырғасына қарай, бұлғауыштың айналу осіне (білігіне) перпендикуляр ағынның бағытталған қозғалысымен сипатталады.

Сұйықтың осьтік (білікті) ағыны бұлғауыштың айналу осіне (білігіне) параллель бағытталған.

Периодты әсер ететін изотермиялық реакторларды есептеу әдістері жоғарыда аталған реактордан ерекшеленеді, себебі W және  шамалары берілмеген. Оларды процестің кинетикалық сипаттамасынан табады.

Реакторлардың қажет санын белгілі формула бойынша есептейді:

(4)

W шамасын мақсатты өнім (G_B т/жыл) бойынша берілген өнімділіктен анықтайды. Алдымен В компоненті бойынша массалық өнімділіктен мольдік өнімділікке қайта есептеу жүргізіледі:

, моль/сағ (5)

Содан кейін негізгі А реагенті бойынша:

, кмоль/сағ (6)

мұндағы Х_А – негізгі реагенттің айналу дәрежесі.

Есептің берілген шартында бастапқы концентрация С_Ао (кмоль/м³) белгілі шама ретінде кіреді, онда:

(7)

Изотермиялық жағдайдағы интегралдық селективтілікті төмендегі формула бойынша табады:

(8)

мұндағы - дифференциалды селективтілік.

Изотермиялық жағдайдағы периодты жұмыс істеу реакторының жұмыс істеу циклінің ұзақтылығы (_ц) өнімсіз шығындар уақыты _нз мен бастапқы реагенттерді өнімдерге айналдыратын химиялық реакция жүретін уақытты , яғни _ц= _нз +  қамтиды.  шамасын процестің белгілі кинетикалық сипаттамасын ескере отырып, есептейді, мысалы:

= r_A (9)

мұндағы V – реактордың жұмыс көлемі.

Көлем өзгермей жүретін сұйық фазалы реакциялар жүзеге асу үшін:

= r_A (10)

демек:

 = (11)

Алынған W мен _ц мәндерін және таңдап алынған V мәнін белгілі формула бойынша реакторлар санын n анықтау үшін қолданады:

Қосымша әдебиет 2[235-250]; 6[12-26]

Бақылау сұрақтары:

1. Периодты жұмыс істейтін реакторлардың толық жұмыс істеу циклі қандай тізбекті операциялардан тұрады?

2. Реактордың жылу беру бетін қалай тексереді?

3. Периодты реакторларды есептеу үшін қандай бастапқы мәліметтер қажет?

4. Изотермиялық жағдайда жұмыс істейтін периодты реакторлардағы реакциялар жүзеге асатын уақытты қалай анықтайды?

Тәжірибелік сабақ №13. Алкилароматты көмірсутектерді изомерлеу реакторларын есептеу.

Тапсырма:

1. Гомогенді жүйелердің реакторлары.

Әдістемелік нұсқаулықтар:

Технологиялық есептеудің бірінші кезеңі материалдық баласты құру болып табылады. Егер барлық тәуелсіз реакциялар мен олардың стехиометриялық коэффициенттері белгілі болса, материалдық баласты құруға болады.

Материалдық баланс әрекеттесетін және түзілетін заттардың мөлшері арасындағы сызықтық арақатынас болып табылады, сондықтан негізгі заттардың жиынтығы белгілі болса толығымен анықталады. Баланс құру үшін ұқсас құрылымды және өнімділігі жақын қолданыстағы қандай-да бір қондырғыда алынған реакциялық қоспаның құрамы туралы мәліметтер жиі қолданылады. Ереже бойынша, ол үшін бастапқы заттардың, мақсатты және басқа да негізгі өнімдердің бастапқы концентрациясы белгілі болады. Бұл мақсатты өнім G_B бойынша талап етілген өнімділік үшін материалдық балансты құраушыларды, яғни реакторға енгізілетін және шығарылатын заттардың мөлшерін анықтауға мүмкіндік береді. Мына әдісті де ұсынуға болады. «Шикі өнімнің» (реакциялық қоспаның соңғысы) құрамы бойынша негізгі реагенттің айналу дәрежесі А(Х_А) және негізгі реакция өнімдерінің шығымы (х_і^А) мен интегралды селективтілігі (Ф_і^А) сияқты баланстың өлшемсіз сипаттамаларын есептейді.

Есеп. Периодты әсер ету реакторында жүзеге асатын сұйық фазалы реакция үшін:

k₁ 2B

A+Y

k₂ С

кинетикалық сипаттамасы белгілі:

r₁= 0,3 С_А; r₂= 0,1 С_А кмоль/(м³сағ)

Қондырғының мақсатты өнім бойынша өнімділігі жылына G_B= 1000 т. А реагентінің айналу дәрежесі Х_А=0,7. А реагентінің бастапқы концентрациясы С_А= 5 кмоль/м³. Егер V=1 м³, _нз = 1,5 сағ, М_В=60 болса, шығындарды ескермей, реакторлар санын анықтау керек.

Есептің шығарылуы: Мақсатты өнім В бойынша процестің селективтілігін анықтаймыз.

бұл жағдайда:

=0,75

F_Ao шамасын табамыз:

1,98 кмоль/сағ

W шамасын есептейміз:

м³/сағ

Химиялық реакцияның кинетикалық тотығудан шығатын уақыты:

= k₁C_A + k₂C_A = 0,4 C_A

немесе = 0,4(1- Х_А);

демек сағ, онда _ц = _нз +  = 3 +1,5 сағ = 4,5 сағ

Реакторлар саны

Қосымша әдебиет 2 [33-42]; 6[13-28]

Бақылау сұрақтары:

1. Реакторлардың барлық түріне материалдық балансты құру әдістері бірдей ме?

2. Жаңа процесті жобалау үшін қандай-да бір қолданыстағы қондырғыдан алынған мәліметтерді қолдануға бола ма?

3. Материалдық баланстың барлық құраушыларын анықтау үшін қандай әдісті ұсынуға болады?

Тәжірибелік сабақ №14. Бензолды гидрлеу процесін материалдық есептеу. Есептеу жүйелілігі.

Тапсырма:

1. Реакторларды математикалық үлгісі бойынша есептеу әдісіне реакциялық жүйе күйінің (гетерогенді, гетерофазалы) әсері.

Әдістемелік нұсқаулықтар:

Гетерогенді жүйелер үшін (әсіресе гетерогенді-каталитикалық жүйелерде) реактор таңдау негізінен процестің кинетикасы, реакцияның жылу эффектісі және жылуалмасу шарттарымен анықталады.

Диффузиялық және жылулық кедергілер ескерілмесе, катализатордың тұрақты қабаты бар реакторларды есептеу гомогенді процестерде қолданылған теңдеумен жүзеге асырылады. Бірақ бұл жағдайда реакция жылдамдығын қабат көлемінің бірлігіне емес, оның массасына [моль/(кг·сек)] есептейді және есептеу барысында көлем емес, каталитикалық қабаттың массасы алынады. Сәйкес қайта есептеуді толтырылған масса деп аталатын коэффициентті қолдана отырып, орындайды.

(1)

мұндағы m_к - катализатор массасы;

V_к – оның көлемі;

_к - толтырылған масса.

Катализатордың ұсақ бөлшекті қабаты бар реакторларда қысымның бірден төмендеуі іші қуыс аппараттарға қарағанда жоғарырақ болады. Қысымның бірден төмендеуі процестің жылдамдығына әсер етеді, себебі, бу немесе газ фазасындағы заттардың концентрациясы жүйедегі жалпы қысыммен байланысты:

P_i = C_i ZRT және (2)

Катализатор қабатындағы қысым шығынын мына теңдеумен анықтайды:

(3)

мұндағы ω – катализатордың тұрақты қабатының өзегіндегі ағынның шын мәніндегі сызықты жылдамдығы;

d_экв – осы өзектердің эквиваленттік диаметрі;

λ – кедергі коэффициенті.

Эквиваленттік диаметр ε қабаты мен катализатор бөлшегінің меншікті бетінің σ (м²/м³) біртекті емес функциясы болып табылады:

(4)

Өз кезегінде:

(5)

мұндағы Ф – бөлшек үлгісінің факторы;

d_ч – көлемі бойынша тең бөлшек шарының диаметрі.

2-теңдеуді есептеу үшін ω емес, жалған сызықты жылдамдық ω^* қолданылады. Олардың байланысы қабаттың біртекті еместігімен жүзеге асырылады:

(5)

Гетерофазалы процестердің ерекшелігі: ондағы реагенттер әр түрлі фазада болады, сондықтан олардың біреуінің көлемінде жүзеге асатын химиялық реакция фазалар арасындағы зат және энергия алмасумен бірге жүреді.

Негізгі заттар бойынша материалдық балансты тұтас (әдетте сұйық фаза) және дисперсті (әдетте газ фазасы) екі фаза үшін құрайды. Мұнайхимиялық синтез технологиясында қолданылатын гетерофазалық процестерде химиялық реакцияның тұтас фаза көлемінде жүзеге асуы тән.

Газ-сұйық жүйесінің маңызды сипаттамалары біртексіздік ε (немесе газбен қанығу) пен фазааралық меншікті бет σ болып табылады:

(6)

мұндағы V_г, V – сәйкесінше газ фазасының көлемі және газ бен сұйық фазалардың жалпы көлемі, яғни, газ-сұйық қабатының көлемі.

(7)

мұндағы d_п – газ көпіршіктерінің орташа диаметрі.

Фазааралық бет құру әдісін ескере отырып, гетерофазалық реакторларды мынадай негізгі топтарға бөлуге болады:

1. газды сұйық қабатына барботер арқылы енгізгенде фаза әсерлесу беті түзілетін барботажды реакторлар;

2. аппаратқа енгізілетін газ сұйықта әр түрлі араластырғыш құрылғылармен диспергирленетін газды механикалық диспергирлеу реакторлары.

Негізгі әдебиет 4 [89-122]

Қосымша әдебиет 6[115-139]

Бақылау сұрақтары:

1. Мұнайхимиялық синтездің қандай процестерінде гетерогенді-каталитикалық реакциялар іске асырылады?

2. Гетерогенді процестер үшін реакторлардың конструкциялық үлгілері.

3. Изотермиялық процестерді қандай реакторларда жүргізеді?

4. Катализатордың тұрақты қабаты бар реакторларды есептеулер қалай жүргізіледі?

5. Гетерофазалық жүйелердің материалдық балансы қалай жасалады?

Тәжірибелік сабақ №15. Бензолды гидрлеу реакторын технологиялық есептеу.

Тапсырма:

1. Химиялық өнімдер өндіру әдісін оңтайландыру критерийлерін таңдау.

Әдістемелік нұсқаулықтар:

Энергия қорын үнемдеу мәселесінің химиялық өндірістің дамуына әсерінің артуы инжернер-технологтардың химико-технологиялық жүйелерді термодинамикалық сараптау туралы сұрақтарға үнемі қызығушылығын арттыруда. Термодинамиканың бірінші заңы (энергия сақталу заңы) негізінде алынған химико-технологиялық жүйелердің энергетикалық жетілуін бағалау өте жақсы белгілі.

Химико-технологиялық жүйелердің жұмысын термодинамиканың екінші заңы тұрғысынан сараптау, яғни, эксергетикалық сараптаманың тарихы қысқа. Эксергетикалық сараптама энергияның әр түрлерінің меншікті шығындарын салыстыруға мүмкіндік береді.

Химиялық процестердің жылуын пайдаға асыру өндірістің технологиялық жақтарын жетілдіруге жатады. Мысал ретінде этилбензолды темір-хром-калий катализаторында дегидрлеп стирол алу процесін қарастырайық. Дегидрлеу – эндотермиялық реакция болып табылады; реактордың ең қарапайым құрылымы, бұл – қоршаған ортамен энергия алмаспайтын адиабатты түрдегі реактор. Сондықтан реактордан шыққандағы температура реакторға кіргендегіден төмен.

Реактордан шыққанда су буының, этилбензол мен реакция өнімдерінің қоспасы, сонымен қатар сутек, метан және этилен сияқты газдар болады.

Сонымен, реакциялық қоспаны әрі қарай өңдеудің мынадай схемасын ұсынуға болады. Алғашында ыстық бу-газ қоспасының жылуын жылуалмастырғышта этилбензол буын қыздыру мен буландыру үшін және қазан-утилизаторда дегидрлеу процесіне қажет су буын алуға қолданады. Әрі қарай қоспаны суытады, бұл кезде су мен органикалық заттар конденсирленеді, содан кейін газды конденсаттан және суды органикалық заттардан бөліп алады. Бензол, толуол мен этилбензол және стиролдан тұратын соңғы қоспа ректификацияға түседі. Бұл процесте жоғары потенциалды жылу алудың қолайлы тәсілі – жылу сорғысындағы төмен потенциалды жылуды айналдыру.

Жылу сорғысын қолдануға болатын қолайлы аппарат, бұл – стирол және стиролды ректификациялаудың кубтық қалдықтарын бөлу бағанасы. Дәстүрлі схемада бағананың жоғарғы бөлігінде стирол булары дефлегматорда 42⁰С температура мен 0,004 МПа қысымда конденсирленеді, кубтық сұйықтықтың қайнатқышы қаныққан су буымен 0,3 МПа қысымда және 133⁰С температурада қыздырылады.

Жылу сорғысы бар үлгіде стирол буларын кубтық қайнатқышқа берерден бұрын алдымен 0,35 МПа қысымға дейін қысады, бұл кезде конденсация температурасы 133⁰С төмен болады, содан кейін кубқа беріледі.

Жоғары потенциалды жылудың екінші өте маңызды көзі этилбензолды дегидрлеу өнімінің бу-газ қоспасы болып табылады. Бу-газ қоспасының жылуын жүзеге асыру кезіндегі жылу сорғысының жұмыс істеу тиімділігі толық термоэкономикалық сараптамаға негізделген болуы мүмкін.

Негізгі әдебиет 4 [422-436]

Қосымша әдебиет 7[171-179]

Бақылау сұрақтары:

1. Химиялық процестердің жылу эффектілері қалай есептеледі?

2. Химиялық процестердің жылуын пайдаға асырудың қандай әдістері бар?