6П7.50
A 292
УДК 6,661.71 + 665.65(075.8)
Рецензенты: кафедра ТОО и НХС Куйбышевского поли-
технического института им. В. В. Куйбышева, главный инже-
нер Гипрокаучука Б. С. Короткевич
УДК 6.661.7! + 665.65(075.8)
Адельсон С. В., Белов П. С. Примеры и задачи
по технологии нефтехимического синтеза: Учеб, по-
собие для вузов. М..: Химия, 1987. 192 с.
Содержит примеры и задачи по расчету наиболее важных процес-
сов основного органического и нефтехимического синтеза (пиролиз,
дегидрирование, окисление, гидратация, гидроформилирование, поли-
меризация). Рассмотрены материальные, термодинамические и тепло*
вые расчеты процессов и оборудования. Наряду с традиционными при-
ведены методы расчета с помощью ЭВМ.
Для студентов, специализирующихся в области основного орга-
нического и нефтехимического синтеза.
Табл. 80. Ил, 18. Библ ио гр. список: 16 назв.
А
2803020300-076
050(01)-87
76-87
© Издательство «Химия», 1987 г.
ОГЛАВЛЕНИЕ
Предисловие ............................................  4
Основные условные обозначения ........................... 6
Глава 1, Материальные балансы нефтехимических процессов 7
Принципы составления материальных балансов................7
Основные показатели нефтехимических процессов............ 8
Расчет расходных коэффициентов...........................11
Задачи ..............................................11
Примеры решений......................................12
Расчет материальных балансов.............................13
Задачи ..............................................13
Методические указания .............................. 22
Примеры решений......................................67
Глава 2, Расчет состава продуктов реакции, конверсии, вы-
хода и селективности....................................115
Задачи .............................................116
Методические указания ............................. 121
Примеры решений.....................................129
Глава 3. Элементы технологического расчета реакторов неф-
техимических процессов..................................151
Основные технологические параметры работы	реакторов	,	.	151
Принципы составления тепловых балансов................152
Задачи .............................................153
Методические указания ..................... ....	156
Примеры решений . ..................................169
Справочные таблицы....................................189
Рекомендательный список литературы	,	.	191
ПРЕДИСЛОВИЕ
Как отмечалось па XXVII съезде КПСС, в качестве главного
рычага интенсификации народного хозяйства партия выдвигает
кардинальное ускорение научно-технического прогресса, широ-
кое внедрение техники новых поколений, принципиально новых
технологий, обеспечивающих наивысшую производительность и
эффективность В связи с этим в настоящее время к выпускни-
кам вузов предъявляются повышенные 1ребования в области
профессиональных знаний, владения методами электронно-вы-
числительной техники применительно к профилю своей специ-
альности. Особое внимание должно быть уделено выработке у
студентов навыков практического решения технологических за-
дач с целью выбора оптимальных вариантов осуществления
технологических процессов, обеспечивающих ускоренное разви-
тие отраслей химической индустрии.
В МИН Г им. И. М. Губкина на протяжении многих лет сту-
дентов обучают расчетам путем проведения практических за-
нятий по технологии нефтехимического синтеза. Кроме того,
студенты выполняют два курсовых проекта, включающих
составление материальных балансов процессов и расчет основ-
ной аппаратуры. Приведенные в данном учебном пособии
задачи составлены на основе опыта проведения указанных за-
нятий.
При составлении задач по материальным балансам использо-
ваны методики расчетов Гипрокаучука и ВНИПИНефти, причем
ряд методик дополнены и уточнены. Значительная часть методик
расчетов разработана авторами.
В соответствии с содержанием лекционного курса и учебника
«Технология нефтехимического синтеза» в книге подробно рас-
смотрены методика обработки экспериментальных и производ-
ственных данных, расчеты материальных балансов нефтехими-
ческих процессов, основных показателей процессов и состава
продуктов реакции, методы расчета основных технологических
параметров работы химических реакторов и их тепловые и гид-
равлические расчеты.
Все расчеты даны применительно к конкретным нефтехими-
ческим процессам. При этом подробно рассмотрены наиболее
крупнотоннажные процессы. Авторы уделили большое внимание
расчету материальных балансов тех процессов, составление ко-
торых требует использования специальных приемов.
В книге отсутствуют кинетические расчеты реакторов, по-
скольку этому вопросу посвящены многочисленные монографии
и учебники.
Данное учебное пособие может служить основой для практи-
ческих занятий студентов, а также может быть использовано для
выполнения курсовых и дипломных проектов.
Несмотря на то что в настоящее время значительная часть
расчетов выполняется проектными организациями с использова-
нибьМ ЭВМ, для более глубокого понимания процессов студентам
необходимо часть расчетов проводить вручную, что позволит им
в дальнейшей деятельности лучше анализировать данные, полу-
чаемые с помощью ЭВМ. В книге приведено несколько программ
расчета на ЭВМ, составленных одним из авторов.
Авторы выражают благодарность главному инженеру Гипро-
каучука Б. С. Короткевичу и профессору кафедры ТОО и НХС
Куйбышевского политехнического института им. В. В. Куйбыше-
ва С. В. Левашовой за ценные замечания и большой труд по
рецензированию учебного пособия. Авторы выражают также
признательность доценту И. А. Голубевой за разработку задач
1.27, 1.33 и 1.34, доценту И. С. Паниди за предоставление мате-
риалов для задач 2.20, 2,21, 2.25, 3.24 и всему коллективу пре-
подавателей кафедры НХС МИНГ им. И. М, Губкина за по-
мощь при подготовке рукописи к изданию.
Авторы заранее благодарят всех, кто возьмет на себя труд
сделать критические замечания по содержанию учебного пособия.
ОСНОВНЫЕ УСЛОВНЫЕ ОБОЗНАЧЕНИЯ
а — расходный коэффициент
В	—	выход целевого продукта в расчете на про-
пущенное сырье
К	—	конверсия
П	—	потери
С	—	селективность
d, D
Е
f
G
AG
А
I
i
К
м
т
п
Р
Р
R
S
Q
Т
t
и
V
v
W
Z
х> У,
а
Р
v
Р
df
—	теплоемкость
—	диаметр
—	энергия активации
—	фугитивность (летучесть)
—	количество вещества
—	энергия Гиббса
—	высота аппарата или слоя
—	энтальпия паров
—	энтальпия жидкости
—	константа равновесия
—	константа фазового равновесия
—	молекулярная масса
—	порозность слоя сыпучего материала
—	мольное соотношение реагентов
—	давление
—	парциальное давление
—	универсальная газовая постоянная
—	количество растворенного газа
—	количество теплоты
—	температура в градусах Кельвина
—	температура в градусах Цельсия
—	массовая скорость
—	объем
—	объемная скорость
—	линейная скорость
—	число часов работы установки в году
з — концентрация компонента
—	коэффициент растворимости
—	динамическая вязкость
—	кинематическая вязкость
—	плотность
— относительная плотность
— вероятность
ГЛАВА 1
МАТЕРИАЛЬНЫЕ БАЛАНСЫ
НЕФТЕХИМИЧЕСКИХ ПРОЦЕССОВ
ПРИНЦИПЫ СОСТАВЛЕНИЯ МАТЕРИАЛЬНЫХ БАЛАНСОВ
Согласно закону сохранения материи, масса веществ, поступаю-
щих в какую-либо систему, равна массе веществ, покидающих
эту систему, независимо от того, какие физические или химиче-
ские изменения они претерпевают.
В нефтехимических процессах суммарное количество посту-
пающих на переработку сырья и реагентов равно суммарному
количеству полученных продуктов переработки. Для нефтехими-
ческих процессов, являющихся чаще всего непрерывными, урав-
нения материального баланса принято составлять для часового
прихода и расхода веществ:
У ^иач ~ У ^кон»
где Збнач, S Окон—суммарное количество веществ, поступающих в систему
и покидающих ее, соответственно, кг/ч.
У Д1ач “ ^1 + ^2 4“ • • * 4*	1-2
4~ G2 + ... + бг .	1.3
‘кон 4К0Н	кон
Материальный баланс может быть составлен и для отдель-
ных компонентов системы. Так, в системах, в которых не про-
исходит химических превращений, например в процессах ректи-
фикации, абсорбции и др., должен соблюдаться баланс по каж-
дому компоненту:
Gi xi ва У. Gi xi >	1-4
сде ^гиач, Сгкон— количество г-го компонента в исходном сырье и в потоках,
выводимых из системы, соответственно; х, , х, —массовая концентра-
нач коя
ция компонента в исходном сырье и потоках, выводимых из системы, соответ-
ственно.
В системах, в которых протекают химические превращения,
масса поступающего г-го компонента равна сумме масс превра-
щенного и непревращенного г-го компонента:
G/ —Gf Gi ,	15
‘нац *неир 1 ^превр’
где б/Н(?пр, — количество непревращенного и превращенного Що ком-
полента соответственно.
। Для систем, работающих с рециркуляцией газообразных ве-
ществ (прямая гидратация этилена, оксосиптез, гидрирование
Ьфиров СЖК, окисление этилена в оксид и др.), обычно прихо-
дится составлять отдельно газовые балансы: для реагирующих
Веществ и инертных примесей, поступающих в систему с исходным
В технических расчетах материальный оалгшс cueiaiwnivi д.<л
установки в целом пли для отдельного аппарата.
Как правило, для составления материальных балансов неф-
техимических процессов используют специальные приемы, кото-
рые изложены ниже в методических указаниях к решению задач,
В процессе производства нефтехимических продуктов всегда
имеются потери. Это могут быть механические потери за счет
неплотностей оборудования (насосов, компрессоров, аппаратов
и трубопроводов), а также потери целевого продукта за счет
неполного извлечения его из продуктов реакции в процессе их
разделения.
С учетом механических потерь материальный баланс может
быть представлен уравнением:
В уравнении 1.6 G:i0ll включает и ту часть целевого про-
дукта, которая теряется при извлечении его из продуктов реак-
ции, поскольку ее учитывают в составе побочных продуктов. Если
же баланс составляют для каждого продукта, то потери при
извлечении включают в общий состав потерь.
При составлении материальных балансов учитывают все
производственные потери, вследствие чего количество сырья п
реагентов, поступающих па установку, больше, чем это необхо-
димо для получения заданного количества продукта. Однако тех-
нологический расчет аппаратуры отдельных установок состав-
ляют для общего количества поступающего на них сырья и ре-
агента без учета потерь.
ОСНОВНЫЕ ПОКАЗАТЕЛИ НЕФТЕХИМИЧЕСКИХ ПРОЦЕССОВ
Нефтехимические процессы характеризуются следующими основ-
ными показателями.
Конверсия исходного сырья—количество превращенного
сырья (компонента сырья), отнесенное к загрузке реактора, вы-
раженное в процентах или долях единицы.
Рассмотрим простейшую реакцию
А —> В + С,
где В — полепоО продукт.
Пусть количество компонента А в загрузке реактора равно
бд, в продуктах реакции Рл (кг/ч) или jVa и (кмоль/ч).
Тогда конверсию компонента А (в %) можно выразить следую-
щим образом:
—А юо = КА------L юо юо-= 1 оо
Ga	Al	GX
8
с ы р ья, 51 о дл ежащего р с ц 11 р к ул я ци и.
Выход целевого продукта в расчете на пропущенное сырье —
количество целевого продукта, отнесенное к загрузке реактора,
выраженное в % (масс.) пли массовых долях.
Если количество целевого продукта обозначить Gr (кг/ч), то
выход продукта В в расчете на пропущенное сырье йд составит
1.8
Селективность —
израсходованная на
доля (или процент) превращенного сырья,
образование целевого продукта:
Л' в
100.
1.9
Селективность процесса характеризует степень полезного исполь-
зования сырья.
Количество сырья Л, превращенного в продукт В, равно
(JA (В)	^в-'^д-
Отсюда следует, что
с -dSBL [QQ =	100 = —-д- юо.
б*-1’	Л'Т
Л	Л	А
1.10
1.11
Таким образом, выражения 1.9 и 1.11 идентичны.
Селективность также определяют как отношение выхода це-
левого продукта к его стехиометрическому выходу, плп как от-
ношение количества целевого продукта к его стехиометрическому
количеству, которое могло бы образоваться при отсутствии по-
бочных ‘реакций.
Если бы реакция шла без образования побочных продуктов,
то количество полученного продукта было бы равно
«М'-Ц'ДЩл,	1.12
а селектшшостъ:
бв-,б\./б"сх.	1.13
Легко показать, что селективности, рассчитанные по уравне-
ниям 1.11 и 1.12, будут одинаковы. Подставим выражение для
GbcX из уравнения 1.12 в уравнение 1.13:
са = °М'л/( ОДЬ) = Л'в/Щ-	114
В литературе часто используют понятие «выход от теоретиче-
ского», подразумевая иод этим селективность, выраженную как
отношение выхода целевого продукта к его стехиометрическому
выходу. Таксе выражение селективности («выход от теоретиче-
ского») неприменимо к обратимым реакциям, так как в этом
9
случае теоретическое или равновесное количество вещества В
равно:
G^p = G^xB?,	1.15
где — равновесный выход продукта при данных условиях, доли единицы.
Селективность равна
са=<;в/(с?“в’).	1.16
Селективность выражают в мольных долях или процентах.
В технических расчетах под селективностью иногда пони-
мают выход целевого продукта в расчете на разложенное сырье
и выражают ее в % (масс.) или массовых долях.
C^GB/GX?.	1.17
Эта величина связана с селективностью, выраженной в моль-
ных долях, следующим соотношением
С = С'МЛ/МВ.	1.18
Выражать селективность в массовых долях или процентах
удобно в тех случаях, когда молекулярные массы сырья и целе-
вого продукта близки, например в процессах дегидрирования.
Если реагируют два и более веществ или образуется два и
более продуктов реакции, селективность определяют по каж-
дому из них.
Примеры расчета конверсии, выхода и селективности приве-
дены в гл. 2.
Расходный коэффициент — расход сырья на получение одной
тонны целевого продукта.
Расходный коэффициент рассчитывают на основании стехио-
метрического расхода сырья на реакцию (или реакции), учиты-
вая селективность процесса (или его отдельных стадий), меха-
нические потери сырья и продуктов, а также степень извлече-
ния целевого продукта из продуктов реакции.
Стехиометрический расходный коэффициент для реакции
А->В + С равен
«стех^дЯв-	1.19
Расходный коэффициент с учетом селективности процесса:
аС = астех/С ИЛИ аС = 1/С'	1-20
где С7 — селективность, % (масс.).
Для процессов, протекающих в несколько стадий, расходный
коэффициент рассчитывают, учитывая селективность каждой ста-
дии:
“С=^х/(С1С2-'’У	h21
С учетом потерь расходный коэффициент равен
а==ас (1+П/100),	1.22
где П — суммарные потери на всех стадиях, % (масс.).
10
Если потери отнесены к количеству целевого продукта, то
расходный коэффициент равен
= °с
а I — П/100 *
1.23
В некоторых процессах для расчета расходных коэффициен-
тов пользуются не селективностью, а выходом целевого продукта
в расчете на пропущенное сырье. Так расходные коэффициенты
рассчитывают для процессов, в которых сырье представляет со-
бой сложную смесь, а реакция идет с большой глубиной. Приме-
ром такого процесса является пиролиз бензина или газойлевых
фракций, когда не представляется возможным определить кон-
версию сырья. Расходный коэффициент в этом случае равен:
а =» (0д/(?в) (1 + П/100).	1.24
РАСЧЕТ РАСХОДНЫХ КОЭФФИЦИЕНТОВ
Задачи
1.1.	Рассчитать расходный коэффициент по изопропилбензолу
(ИПБ) на 1 т фенола при производстве его кумольным методом,
если селективность на стадии окисления ИПБ Ci ~ 0,939, па ста-
дии разложения гидропероксида ИПБ Сз — 0,950; а суммарные
потери на всех стадиях производства составляют 2%.
1.2.	Рассчитать расходный коэффициент по н-бутану на 1 т
бутадиена, получаемого двухстадийным дегидрированием н-бу-
тана, если селективность на первой стадии Ci — 0,72, на второй
стадии Сз = 0,78; потери углеводородов на стадиях разделения
за счет неполного извлечения углеводородов С$ равны 8 %; ме-
ханические потери П==6%,
1.3.	Рассчитать расходный коэффициент по пропилену на 1 т
нитрила акриловой кислоты (НАК), получаемого окислительным
аммонолизом пропилена, если расход пропилена на образование
НАК составляет 80 % ог стехиометрического (селективность
С = 80 %); суммарные потери на всех стадиях производства 2 %.
1.4.	Рассчитать расходный коэффициент по бензину на 1 т
этилена при производстве его пиролизом бензина, если выход
этилена в расчете на бензин составляет 28 % (масс.); потери
этилена 4 % (масс.) и глубина отбора этилена от потенциаль-
ного содержания 0,98.
Примечание. В данном случае для расчета вместо селективности не-
обходимо использовать выход этилена на пропущенный бензин, поскольку бен-
зин почти нацело превращается в продукты реакции, а рассчитать конверсию
практически невозможно.
1.5.	Рассчитать расходный коэффициент по этану на 1 т эти-
лена при производстве его пиролизом этана, если селективность
по этилену равна 75 % (масс.), потери этилена составляют 2%,
глубина отбора этилена на стадии газоразделения 0,98.
11
1.6.	Pacc’ii!'! ;1ть в^асхо чиши !\O jiPpiiiiiici'T по отпасну па 1 т
оксида отписка, ее. и; се.авсгя вш ш;!, пнипесся составляет 68 %
(масс.), сумм-нипсс котерл отплела наел егтттх производ-
ства 3 %.
Примеры решений
фиДиСМ / . 1 i |) .'; В ! j’J ! К С j.’: С с А; ’ ' [ i И-./, • р i  j ।  - >- '•[' Я л ч*	Н . и.. < I р'Л . М Л
иен / o.FB:
Cih	С1П
C6IH—СП	CJlyCOOJI	C,ICOIi+ СП3СОСЩ
I	i
Cl-L	CI	I.
120	152	04	08
I la ne ci ya c i 1 и с I моль фонола рлсне/туется 1 моль 11113 Стах лом стриче-
ciaiii 1 Ki слеш iron кЛушкит НПЗ ш i т фешели; равен отм-шепню молсху-
лярвих Мисс:
6-cTes	1.27Р т/т.
Однако нгмядл с пзлроисроммл'.  ?1 ИПВ в фенолом обраммслся побочные
продукты (пн стадии <;КKU--ICIIII: - - аИ?.ЛЛJмфс н ;кя :6О1!0.1 н янетлфепощ ла
СТ- I Я ИН к ИС Л ОТ! ОГО р Я МО .MCI LI' Л   низ: И Л Д'ОН 0.1. л Т'-ЛН Л.'ДЛ И И t ;Д 11 с >Л И .nCpHl) .
Расходный КС : = ф!-Н'iiJiPi-'6 Hl fP С уЧ'М’Л.Н (О'.’ГК- Н В И.КД К лЛЖДСК {ЛЯДИН И
с.у\1 \npHjЫХ ГНИСр:,:
д..-г.-(1 -р-И/Н.дл __ П278(1 -р 2/1 Оф _ 1
с7":' С; С: ”	' '/ИПО-• 0,950	' '" J/4‘
дача /.2. У р и ,:. i Hi НПО ОСН i\!;  i П Д И V X С С Д1И И  01' Л Д (X ’ И Д j 11 [ рО гН: ИИ Я /Z-1 )V та IK1;
( Jtcxh о м ст]111;! ос к пи рж’хтн г! л.с 11 зря.р! р ср. и л н/п i л у i ci н а на 1 i их i нднона.
ЛС.?СХ 58/5 1 =- 1,071 т/т.
Расходный коэффкпис!-:? н- будок! на 1 т бул а/лаенн с учетом селектнв-
пасти ('.тадзлС
(;с^а	//(фСф-; б 0745672, усу	1.Q12 ^/т,
Д с т- -х/ \ 1 Т-
Расходный КГД фф ИДПС'П Г С унсзом всех И ри н.е видел вен i НЛХ ijOJepii.
Задача 1.3. Уршшмше рсакшш	?кыош ;ю
С. Д + НЫ	) ,50, --> О Д-CI I—С
42	17	1,5-32	53
Стехисмс пившем ш1 рл столп-: л в о ой ер л.; > с, л в рейв-
Я.-.-.. =3 ЛУИЗ -з. ПдП Г/Г
• • '_ . ^_ Z-.
Расходный НО чфпНЯ: iKn’T НрОНПЛС: л; с УНО ГОМ СО, ;С-.
„ ..... л 7- <• :’1 лН ; - - (, Ол ,  
I J '     I !. I •.••  — 1 г ... • '
Рас :<v,i.ii В! ц ДПяфрЛ i л в С- " Я '.!{!!. c<:ii.i :..
it =.., ,j;9'.j и у POuci  IBM I/ Г-
V! а;: о т с ч;  п i; Hi i ;i д св i а;
X -Г 31 1,0.
3 • 18
ынв на 1 т Н\К‘
12
OA'i i.oiO ДОА ЙАДА hOH:>
oioco ;и:pи/I:;о;< оого йзяг!, пз vc.iv)н।iй задачи 1,7.
о--е юоооо- при \у о! о и:; о ио бо'доа ’-га устяиовис иро-
 V?.-оз од' [ыо о -о о оооз ооо опоена, пропн-
 '•• ;; '• !  - !1 ! Д : ; -.; ’  v Ч <; В р‘ И СЧ (: i С ИС И p{j Г; \ ЩОП И Ot’ С Ь! И ЧУ ( ОСЗ
ЧПРООСО 00.0 (ооавоно- 27,5; 13,0; 3.1 'и 4,2 %
С!'О : 'О'О'ООО^ !00 1!'ИОТ;О IД10 О О-.О i TC./i Ы i ОСТЬ ПО
:	'  i ОО/ ОО iOOO.V.iOj о ОО ООН 0:0! f i С! i i;J JO QB Ч И И !!
13
инициатора, если выход продуктов реакции в этом случае со-
ставит: этилена — 40,2; пропилена—11,3; бутенов — 2,4 и бута-
диена— 4,5 % (масс.)?
1.11. Рассчитать расход реагентов на 1 т ИПБ в процессе
алкилирования бензола пропиленом.
Исходные данные:
состав продуктов алкилирования, % (масс.): гексены — 0,24;
этилбензол (ЭБ)— 1,0; изопропилбензол (ИПБ) — 97,0; я-про-
п ил бензол (ИПБ) — 0,06; бутил бензол (ББ)— 1,3; диалкил бен-
золы (ДАБ) — 0,04; тетр а ал кил бензолы (ТАБ) — 0,16; смола —
0,2;
потери бензола По — 25,9 кг/т ИПБ;
потери пропилена ПСзН = 14,7 кг/т ИПБ.
Задача 1.12. На основе данных задачи 1.11 рассчитать состав
и количество реагентов и катализаторного комплекса, подавае-
мых в алкилатор.
Дополнительные данные:
производительность установки по ИПБ 120 000 т/год;
число часов работы в году 8400;
состав пропиленовой фракции, % (масс.): Хсгна=0,5; Хс3на = .
= 99,0; хс3н8 = 0,5;
конверсия пропилена 0,963;
содержание бензола в свежем бензоле 100 % (масс.);
состав циркулирующего бензола, % (масс.): бензола — 99,5; этил*
бензола — 0,01; изопропилбензола — 0,49;
мольное соотношение бензол : пропилен 3:1;
количество циркулирующих диалкилбензолов в расчете на бен-
зольную шихту 14,2 % (масс.);
расход катализатора А1С1з 6 кг/т ИПБ;
содержание А1С13 в катализаторном комплексе К=15 % (масс.);
массовое соотношение бензола и ПАБ в катализаторном комп*
GK. К ф /-Ж. к 1 О • 1 •
б ’ Опав = 1,0 . 1,
расход промотора — этилхлорида (С2Н5С1) в расчете на
А1С13хПР = 0,2 кг/кг.
1.13. На основе данных задач 1.11 и 1.12 рассчитать количе-
ство побочных продуктов и составить материальный баланс
алкилатора.
1.14. Составить материальный баланс реактора первой ста-
дии дегидрирования я-бутана.
Исходные данные:
производительность установки по бутадиену 130 тыс. т/год; рас-; конверсия, %: я-бутана-
ходный коэффициент по бутану на 1 т бутадиена 2,15 т/т;
состав свежей бутановой фракции, % (масс.): изобутан — 0,6< состав загрузки, % (масс.): С4Н6 —-0,4;’изо-С4Н8 — 6’3; я-С4Н
я-бутап— 99,0; углеводороды С& и выше — 0,4;	92,2; С4Ню 6,5; С5Н12 — 0,6;
состав рециркулирующей бутановой фракции, % (масс.): угле- состав продуктов разложения % (масс.): СН4 — 001- С в СО—
водороды С3 — 0,5; я-бутены — 5,0; изобутан — 1,0; я-бутан—W0; с в СО, —4,05; С2Н4 - 0,2; С3Н6 - 0,1; С4Н6 - 90 2’
93,1; углеводороды С5 и выше — 0,4;	— CH — С = СН — 0,20, С5Н12 — 0,2; СфН в СН3СОСН3—
состав продуктов разложения, % (масс.): Н2 —3,6; СН4 —3,1;
С2Н4 —2,5; С2Н6 — 2,0; С3Нб-4,2; С3Н8 —3,1; С4Н6-5,6; изо-
С4Н8—2,5; я-С4Н8— 67,6; С5 и выше —3,3; С в СО—1,3;
кокс -— 1,2;
конверсия: я-бутана — 46,7; изобутана — 59,0; я-бутенов — 50,0;
выход на пропущенное сырье, % (масс.): бутенов ВСщ8 = 30,9;
бутадиена Вс4не = 2,5;
селективность, % (масс.): по бутенам Сс4н8 ~ 67,6; ио бутадиену
Сс4н а == 0,0,
число часов работы в году 8000;
расход азота, подаваемого в десорбер реактора, Xn2 = 2,5%
(масс.) в расчете на загрузку.
1.15. Составить материальный баланс реактора дегидрирова-
ния я-бутенов.
Исходные данные:
производительность установки по бутадиену 180 тыс. т/год;
число часов работы установки в году 8160 ч;
выход бутадиена: в расчете на разложенные я-бутены
80 % (масс.); в расчете на пропущенные я-бутены 17 % (масс.);
конверсия (%): я-бутенов— 21; изобутилена — 2; бутана—1;
бутадиена — 40;
потери бутадиена на стадиях дегидрирования и газоразделе-
ния 5 %;
состав бутеновой фракции, поступающей на дегидрирование,
% (масс.): С3Н8 —0,1; С4Н6 — 0,8; язо-С4Н8 —7,0; я-С4Н8 — 78,2;
С4Ню—13,2; С5 и выше — 0,7; состав продуктов разложения,
% (масс.): Н2 —3,5; СН4 —2,5; С2Н4—1,6; С2Н6 —0,6; С3Н6 —
2,0; С3Н8 — 0,5; С4Н6 — 77,3; С5 и выше — 2,6; С в СО2 — 8,0;
кокс — 1,4;
мольное соотношение водяной пар : бутены = 11.
1.16. Составить материальный баланс процесса окислитель-
ного дегидрирования я-бутенов.
Исходные данные:
тыс. т/год;
производительность установки по бутадиену 60 
степень извлечения на стадиях разделения контактного газа и
выделения бутадиена 1щ = 97 и ц2 = 96,5 % (масс.) соответ-
ственно;
механические потери 2 %;
число часов работы установки в году 8000;
конверсия я-бутенов 77,7%; выход бутадиена на пропущенные
я-бутены 72,9 % (масс.); селективность 93,8 % (мол.);
m	—5,0; бутадиена — 66,7; бутенов — 77,0;
мольное соотношение реагентов: О2: Н2О : С4Н8 — 0,61 : 16 : 1;
8--
14
15
0,1; CJLO (фуран) - 0,3; CH? = CH - CHO - 0,08; HCHO
0,07; H2 в H?O —4,19.
1.17.	Составить материальный баланс реактора одностадий-
ного дегидрирования ц-бутапа *. Определить степень односта-
дийности процесса и состав контактного газа.
Исходные д а п в ы е:
производительность установки по бутадиену 120 000 г/год; рас-
ходный коэффициент но бутану на 1 т бутадиена 2,05; число ча-
сов работы установки в году 8200;
конверсия, %: н-бутана— 40; изобутана—46; бутадиена — 40;
состав свежей бутановой фракции, % (масс.): цзо-С.5Н10 — 0,6;
Ц-С4НЮ — 99,0; С5 и выше — 0,4,
состав рециркулирующей бутан-бутеновой фракции, % (масс.);
С3Н6-0,1; С3Н8 —0,1; СИП - 0,5; «зо-С4Н8 - 5,0; н-С4Н8 -
45,0; цзо-СмНю — 3,0; я-С4Ню — 46,1; С5 и выше —0,2;
состав продуктов разложения, % (масс.): Нг—5,0; СН4 —9,0;
С2Н4 —5,0; СгНб-5,2; С3Н6-9,3, С3Н8-4,2; С4Н6 - 52,0, изо-
С4Н8 —4,0, ц-С4Н8 — 1,3; С5 и выше —1,0; С в СО — 0,5; С в
СОг — 0,5; кокс — 3,0.
1.18.	Составить материальный баланс процесса окисления
изопропилбензола (И11Б) в реакторе колонного типа.
Исходные дани ы е:
производительность установки по фенолу 90000 т/год;
расходный коэффициент изопропилбензола на 1 i фенола 1,5;
содержание, % (масс.): гидропероксида изопропилбензола
(ГПИПБ) в окислительной шихте — 3; продуктов распада в
окислительной шихте — 0,3; ГПИ11Б в реакционной массе окис-
ления— 20; продуктов распада в реакционной массе окисле-
ния — 1,5;
степень использования кислорода воздуха 0,75;
температура на верхней тарелке 120°C;
число часов работы установки в году 7920;
давление в окислительной колонне 0,3 МПа.
1.19.	Составить материальный баланс колонн концентриро-
вания и укрепления гидропероксида изопропилбензола (ГПИПБ),
работающих с рециклом дистиллята второй колонны в первую
(рис. 1.1).
Исходные да и н ы е:
количество окислительной шихты 126866,3 кг/ч;
количество реакционной массы окисления 119921,8 кг/ч;
содержание изопропилбензола (ИПБ): в реакционной массе
окисления 0,785; в окислительной шихте 0,967;
содержание : ИПБ в техническом ГПИПБ 0,03; ИПБ в дистил-
ляте 2-й колонны (рециркуляте) 0,7; ГПИПБ и продуктов его
распада в остатке 1-й колонны 0,6.
1.20.	Определить количество отработанного воздуха, степень
использования кислорода и содержание изопропилбензола в <нг-
* См. меходические указеишь к задачам 2Л6 и ЬП,
10
Рис* 1-1- Схема работы колонн концентрирования гидропероксида изопро-
пилбензола с рециклом дистиллята второй колонны в первую:
К-1, К 2 колонны
Рис, 1.2, Схема работы реактора окисления ИПБ каскадного типа:
Р-1, Р’2 Р-3 — реакторы
работанно.м воздухе при окислении изопропилбензола в реакторе
каскадного типа, состоящем из трех последовательных реакто-
ров; воздух в реакторы подается ступенчато (рис, 1.2).
Исходные дани ы е:
количество воздуха, поступающего в реактор, кг/ч: Р-1 —-9200;
р-2 — 8800; Р-3 — 7500;
состав отработанного воздуха, % (масс.):
	•Чу	%	М1ПБ
Р-1	4.0	68,0	28,0
Р-2	4,5	69,0	26.5
Р-3	5,0	69,8	25,2
1.21. Определить	количество	реакционной	массы на выходе
из каждого реактора, количество гидропероксида изопропилбен-
зола (ГПИПБ), образующегося в каждом реакторе при окисле-
нии изопропилбензола (ИПБ) в реакторе каскадного типа.
Исходные дани ы е:
	Р-1	Р-2	Р-3
содержание ГПИПБ в окисли- тельной шихте, % (масс.):	2,0	—	—
содержание продуктов распада (ПР) в окислительной шихте,			
% (масс,):			
диметилфеиилкарбинол	0,25	। и!	
(ДМФК) ацетофенон (Аф)	0,13		
содержание ГПИПБ в реакци- нной массе окисления, %	9,5	16	22
(масс.) содержание ПР в реакционной			
массс- окисления, % (масс.): ДМФК АФ	0,5 0,3	0,8 0,6	1Д 0.8
е РеакТ0Ре- ’с я ИПБ, прореагировавшего в реакторе	132 0,371	128 0,346	124 0,283
17
К-2
C-.rv хг;п
Рис. 13. Схема работы колонн ксшпентриро
вания ГПИПБ, работающих без рецикла ди'
стиллята второй колонны
средняя степень использования возду.
количество свежего изопропилбензола
25 000 кг/ч.	"
Остальные необходимые для расчета!
данные взять из условий задачи 1.201
1.22. Составить материальный ба!
ланс колонн концентрирования гидро!
пероксида изопропилбензола (ГПИПБ) для случая, когда ди!
стиллят обеих колонн поступает в окислительную шихту]
(рис. 1.3).
Исходные данные:	|
суммарное содержание гидропероксида и продуктов распада^
(ГП + ПР) в окислительной шихте — 0,055; в реакционной мае-1;
се — 0,27;
количество, кг/ч: окислительной шихты — 44897,2; реакционной,
массы — 41055,4;	\
содержание ГП ф-ПР: в техническом ГП — 0,96; в остатке 1-й?
колонны — 0,7;
содержание ПР: в окислительной шихте — 0,005; в реакционной’
массе — 0,02 масс, доли; в смеси ГП и ПР дистиллята 1-й ко-
лонны— 10; в смеси ГПИПР дистиллята 2-й колонны — 20 %.
1.23. Рассчитать расход реагентов, загрузку реактора и ко-
личество получаемых продуктов при прямой гидратации этилена.
Исходные данные:
производительность установки по этиловому спирту 12000 кг/ч;
распределение этилена на образование продуктов (селектив-
ность), % (масс.): этилового спирта Ci=95,5; диэтилового эфи-
ра С2 — 2; ацетальдегида С3=1,5; полимеров С4= 1,0; мольное
соотношение водяной пар : С2Н4 — 0,7 : 1; конверсия этилена
1.24. В процессе прямой гидратации этилена из гидрататора]
выходит парогазовая смесь, которая подвергается двухступен-1
чатой конденсации при температурах 145 и 40°С; на выходе из]
гидрататора смесь защелачивается раствором щелочи. О пр еде-1
лить количество паров и жидкости	после каждой ступени кон-1
денсации.	1
Исходи ыеда иные:	1
значения констант фазового равновесия	К'	|
при температуре 145 °C: С2Н5ОН—• 0,355; (С2Н5)2О — 0,757; 1
СНзСНО —0,785; Н2О —0,104;	]
при температуре 40 °C: С2Н5ОН — 0,023; (С2Н5)2О — 0,32; |
СНзСНО - 0,16; Н2О —0,00296;	I
количество воды в растворе щелочи, подаваемой на нейтрали-1
зацию, 9076,5 кг/ч;	1
18	I
кочичество воды на отмывку отдувки высокого давления от спир-
та 0.8 м3/ч.
Дополнительные данные, необходимые для расчета, взять из
условий задач 1.23 и 1.25.	п
1 25 Составить сводный материальный баланс прямой гид-
ратации этилена, определить количество отдувки высокого дав-
ления и реагентов, состав продуктов реакции.
Исходные данные:
давление в системе конденсации и сепарации 7 ЛШа;
температура 1-й ступени конденсации 145°C;
температура 2-й ступени конденсации и в сепараторе высокого
давления"40°C (спирто-водный конденсат после 1-й ступени кон-
денсации отделяется от газа);
количество воды на отмывку отдувки высокого давления от
спирта 0,8 м3/ч;
количество конденсата после конденсации при температуре
145°С 74 325 кг/ч;
состав свежего этилена, % (масс.): СН4 — 0,8; С2Н4 — 98;
С,Н6- 1,2;
содержание этилена в циркулирующем этилене 88 °/о (масс.).
Остальные необходимые для расчета данные взять из усло-
вий задач 1.23 и 1.24.
1.26.	На основе данных задач 1.23 и 1.25 рассчитать коли-
чество отдуваемого газа, количество растворенного газа, расход
свежего этилена и концентрацию метана и этилена в циркули-
рующем газе, если концентрация этилена в свежем этилене
равна 99,9 % (масс.), а в циркулирующем этилене 88,92 и
95 % (масс.). Количество спирто-водного конденсата в отдели-
теле высокого давления принять 17,5 м3/ч (как и в задаче 1.25).
Сопоставить полученные результаты с результатами задачи 1.25.
1.27,	Определить количество реагентов и продуктов реакции
гидрирования эфиров синтетических жирных кислот.
Исходные данные:
производительность установки по спиртам 9000 т/год;
число дней работы установки в году 313;
потери спиртов на всех стадиях производства 7,25 % (масс.);
конверсия эфиров 98 %;
селективность превращения эфиров в спирты 99 % (масс.);
потери эфиров на стадии приготовления пасты 0,3%;
состав фракции эфиров, % (масс.): метиловые эфиры — 98,8;
метанол — 1,0; вода — 0,2;
состав технического водорода, % (мол.): Н2 — 99,8; Na — 0,2;
доля метиловых эфиров, гидрирующихся до предельных угле-
водородов 1 %;
доля метанола, восстанавливающегося до метана, 1 %;
расход катализатора в расчете на загрузку по эфирам 1,47 % .
1.28.	Составить газовый баланс процесса гидрирования мети-
ловых эфиров синтетических жирных кислот и сводный мате-
риальный баланс реактора на основе данных задачи 1.27.
19
Дополнительные да иные:
общее давление в системе 30 МПа;
коэффициенты растворимости газов при давлении 0,1 МПа и
температуре 300 °C, м3/т гидрогенизата; Н2 —0,0865; Йэ — 0,141;
СН4 — 0,346; в систему подается десятикратный избыток водо-
рода (в расчете па водород, вступающий в реакцию) для под-
держания катализатора в суспендированном состоянии;
состав циркулирующего водорода, % (масс.): Нг —99,7; при-
меси — 0,3.
1.29.	Рассчитать расход пропилена и синтез-газа, а также
состав продуктов реакции гидроформилирования пропилена в
масляный альдегид с целью получения бутиловых спиртов.
Исходные данные:
состав исходной пропиленовой фракции, % (масс.): х£ щ — 0,2;
*с3щ "	*с3н8 - °’8;	~ сле*ьО
состав концентрированного оксида углерода, % (мол.); х£о —
80,6;	— 1,2;	- 0,2; х^-11,4;	— 6,6;
состав технического водорода, % (мол.): хщ —96,7; хСо —0,8;
— 2,5;
производительность установки по бутиловым спиртам 90 000т/год;
селективность по бутиловым спиртам 0,95;
соотношение спиртов нормального и изостроения = 2 : 1;
доля альдегидов, подвергающихся гидрированию до спиртов на
стадии гидроформилирования, 0,1;
конверсия пропилена Кпр = 0,94; конверсия этилена Кэт = 1,0;
соотношение растворитель : пропиленовая фракция (R) — 1 : 1;
потери катализатора в расчете на кобальт хк = 0,008 % (масс.);
число часов работы установки в году 7800;
мольное отношение циркулирующий газ : свежий синтез-газ =.
— 2 : 1; концентрация кобальта в жидких продуктах02, % (масс).
1.30.	Рассчитать газовый баланс процесса оксосиптеза,- Опре-
делить расход свежего синтез-газа, количество отдувки высокого
давления, состав циркулирующего газа, состав и количество рас-
творенного газа.
Исходные данные:
количество превращенного водорода и оксида углерода, м3/ч:
Н2™ 4314,4; СО —3965,4;
количество, кг/ч: непревращеиного пропилена 440; превращен-
ного пропилена — 6893,6; превращенного этилена — 14,8; коли-
чество пропана в пропан-пропиленовой фракции и образовавше-
гося в процессе 108,2 кг/ч;
количество жидких продуктов, выходящих из реактора (продук-
ты реакции и растворитель) 19594,5 кг/ч;
составы синтез-газа и пропиленовой фракции взять из условий
задачи 1.29.
1.31.	Составить сводный материальный баланс процесса оксо-
синтеза по данным задач 1.29 и 1.30.
20
1.32.	Рассчитать газовый баланс оксосиптеза для условий
задач 1.29 и 1.30 на ЭВМ с помощью программы, приведенной
в методических указаниях (см. с. 56).
1.33.	Определить расход реагентов па образование продук-
тов окисления этилена в ацетальдегид.
Исходные данные:
производительность установки по ацетальдегиду 100 000 т/год;
число часов работы установки в году 8078;
концентрация этилена в техническом этилене 99,9 % (масс.);
потери, % (масс.): ацетальдегида ГЪ = 2; этилена Па = 1;
распределение этилена на образование целевого и побочных про-
дуктов (селективность), %: ацетальдегида Ci = 93,0; уксусной
кислоты Сз=1,0; диоксида углерода С3 = 2,5; щавелевой кис-
лоты С4 = 0,6; кротонового альдегида Cs = 0,3; полимеров
Се — 0,9; этилхлорида С? — 0,061; метплхлорида Се = 0,02; мо-
нохлорацетальдегида С9 = 1,03; дихлорацетальдегида Сю — 0,3;
трихлорацетальдегида Си = 0,15; хлороформа и метиленхлорида
С]2 = 0,14;
концентрация кислорода в отработанном воздухе 4 % (об.);
молекулярная масса полимерных продуктов 88;
количество ацетальдегида, получаемого на 1 м3 циркулирующего
катализаторного раствора ак = 6,5 кг/м3;
плотность катализаторного раствора р= 1150 кг/м3.
1.34.	Определить количество продуктов окисления этилена
в ацетальдегид, пользуясь данными задачи 1.33, составить ма-
териальный баланс установки.
1.35.	Составить материальный баланс реактора окислитель-
ного аммонолиза пропилена.
Исходные данные:
производительность реактора по нитрилу акриловой кислоты
(НАК) 120 тыс. т/год;
число часов работы реактора в году 8000;
потери НАК 2 %;
мольное соотношение NH3 : О2: Н2О : С3Н6 = 0,9: 1,7 : 3,0 : 1,0;
конверсия пропилена 85%; селективность по пропилену 80%.
Распределение пропилена на образование продуктов реак-
ции (селективность), доли единицы: НАК — Cj = 0,80; (HCN+
+ CH3CN) - С2 = 0,05; (CH,CN + СН4) - С3 = 0,035; СО2 - С4=
= 0,07; СН2=СН—СНО—С5 = 0,015; полимеров С6 = 0,03;
состав пропиленовой фракции, % (масс.) С2Н6 — 0,4; С3Н6 — 98,5;
С3Н8- 1,0.
1.36.	Составить материальный баланс установки производ-
ства полиэтилена под высоким давлением.
Исходные данные:
производительность по полиэтилену 100 000 т/год;
число часов работы установки в году 7500;
потери этилена в расчете на свежий этилен, % (масс.): на ком-
прессии I каскада П1=0,5> на компрессии II каскада ГК = 4,5;
при обработке и других операциях П3 = 0,1;
21
концентрация этилена в техническом этилене х — 0,999;
концентрация кислорода Xq2~ 0,005 % (об.);
конверсия этилена 0,18;
концентрация этилена в циркулирующем газе хц = 0,978.
1.37.	Составить материальный баланс реактора полимери-
зации этилена под низким давлением.
Исходные данные:
производительность по полиэтилену 24 000 т/год;
число часов работы реактора в году 7200;
суммарные потери этилена и полиэтилена в процессе полиме-
ризации Fit = 1,5 % (масс.);
потери этилена на образование низкомолекулярных полимеров
П2 = 2% (масс.);
состав свежего этилена, % (масс.): хсщ = 0}2: хс2н4 = 99,5;
0,3,
содержание этилена в циркулирующем этилене у = 0,98;
расход катализаторов: триэтилалюминия (ТЭА) атэА — 0,4;
тетрахлоридтитана (TiCI4) «тюц = 0,6;
в реактор подается 1 %-ный раствор катализаторов в бензине;
концентрация полиэтилена в катализаторном пульпе са —
= 130 кг/м3 бензина; бензин используется в качестве раствори-
теля, плотность бензина df~ 0,7;
давление в реакторе Рр = 0,35 МПа.
Методические указания
К задаче 1.7. Необходимо определить производительность по
этилену с учетом потерь и глубины отбора этилена от потен-
циального содержания, поскольку производительность дана по
товарному этилену.
G^-G^l+П),	1
где Gg — производительность по этилену с учетом потерь, т/год; G£—произво-
дительность по товарному этилену, т/год; П — потери этилена, доли единицы.
=°:,/га	2
где Gg2 — производительность установки пиролиза с учетом глубины отбора
этилена от потенциального содержания, т/год; ГО — глубина отбора от потен-
циального содержания, доли единицы.
Затем определяем часовой расход этилена (кг/ч):
G9 = Gr. • 1000/Z,	3
где Z — число часов работы в году.
Поскольку этилен образуется как из бензина, так и из рецирку-
лирующего этана, необходимо составить баланс по этилену.
Общее количество этилена:
= G$XS^ G^rX^,	4
22
где Ge, Оэт — производительность печей пиролиза по бензину и этану соответ-
ственно, кг/ч; X	выход этилена при пиролизе бензина и этана соответ-
ственно, массовые доли.
Количество этана, образуемое из бензина (кг/ч):
<4 ~ ОбХэт,	5
где Хэт — выход этана в расчете на бензин, масс. доли.
Количество этана, поступающего в этановую печь (кг/ч):
= ОбХэт/Кэт,	6
где Кэт ~ конверсия этана.
Подставим значение G3T в уравнение 4:
G3 == G6X. + (СбХэт/Кэт) Хэ2« бб [Кэ -р (Хэт/Кэт) Х3 1.	7
1	A	U |	<« J
Находим загрузку бензиновых печей (кг/ч):
(7 ;	—_______21______ О
6 ХЭ1 4- (Хэт/кэт) Хэ'	8
Загрузку этановой печи рассчитываем по уравнению 6.
Составляем материальный баланс установки пиролиза (см.
табл. 1.3).
К задаче 1.14. При заданных производительности по бута-
диену и числе часов работы в году рассчитываем часовую произ-
водительность.
Количество свежего н-бутана (в кг/ч) находим по форму-
лам:
G£ ~aGr, GCB = GBB-1000/Z.
Общую загрузку по w-C^Hio (в кг/ч) определяем по формуле:
GS=GCB- 100/К,
где К — конверсия я-бутана.
Количество рециркулирующей фракции н-С4 (в кг/ч) находим
по разности:
£Рец _ qcb^
Определяем количество технической свежей фракции С4, зная
содержание н-С4Ню [в % (масс.)] в бутановой фракции:
0™ = 0".ЮО/£х§.
Рассчитываем количество отдельных свежей бутановой фракции:		компонентов	в технической
	кг/ч	% (масс.)	кмоль/ч
Изобутан	рСВ	гсв ЛизО"С4Ню	дгсв v изО’СдНщ
к-Бутан		усв ЛК-С4Н10	1ГСВ Лн-С4Н10
Углеводороды Cs и выше	/оСВ Gcs	„св хс5	Л7Сй 77 С5
Всего . . ,	G«	100,0	Усв
Определяем количество рециркулирующей бутановой фракции
(кг/ч);
GPeU= СР^. 100/2 CU
Зная содержание отдельных компонентов в рециркулирующей
бутановой фракции, находим их количества:
	КГ/Ч	ШЗчС.}	кмоль/ч
Пропан		греЦ АСз11&	д/рен Лс>не
я-Бутены	/-рг?Н инОН8	креЦ ХМ'С4Н8	Л/Рец ^w-C^Hs
Изобутан	г; реп цЗОг С •; Н 1Q	*Рец > ли ЗО-СдЬцз	Сс,н10
я-Бутан		грец х /г-СЦ’Ро	A'iS.H.o
С5 и выше	G// ^5	vpeu	<ец
Все	го . . . Gpeu	100,0	лгреи
Загрузку ре	актора определяем как	сумм}7 количеств каждого	
компонента	свежей и рециркулирующем бутановой фракции:		
	кг/ч	% (масс,)	кмоль/ч
Пропан		г3 ХС3Щ	
Я'Бутепы	с:..сд{8—сню4н8	г3 xw^C4H8	^«-С4Н8
Изобутан	имзо-С4Н10 ‘ бичо-СД i j q	Л	। q	N3	г г изо-СЩю
Н'Бутан	Сн-С4Н1р = СнВС4Н10 + С«еС4Н1(		ЛТ-С4Н10
Углеводо- роды Сь и выше	Щ - Щ + Cg“	4.,	л/д
Всего. . .	G3r	100,0	
Определяем	количество компонентов	С4 (в кг/ч),	подвергаю-
щихся конверсии в реакторе:
Разложилось	Не разложилось
Бутены	г р - Kw с г-г = гт	с гт ~ ч
Изобутан	G$ с н -К,,,,, г и =	Gt^r н — G?v г „
J	,	U^O-b.-jrljQ	иЗО-С4ПЗ U-JO-C^tlg
= Г7"Р Л
£J3(?-C J И t rj
«-Бутан	^-СДю ’ Kw.C4lI]0 ~ бмРСЩ10 Gh-C1Hi0 ~ ^я^СЩЦо
Всего . . , Glip
Зная состав продуктов разложения, находим количество каж-
дого компонента (в кг/ч), например:
С’Д = Gcti2pl2/lOO, Gp;fi = G^^/lOO,
гче z?t гДн — содержание компонента в продуктах разложения, % (масс.).
z *	1 1'•j г"14
5 S § о Q &. s у 'C л < Й C< Cd E-< *2 2	Контактный газ
	Выходящие продукты (Б-hB)
	Продукты разложения (В)
	Не разложилось (IS)
	!	Загрузка |Л>
	Компонент
Таким образом определяем состав и количество продуктов раз-
ложения:
	кг/ч	% (масс.)
Водород		гн2
Метан	GCH4	~Р гсн4
Этилен	g^2h4	2с2н4
Этан	gc2h9	гС2Нб
Пропилен	GC3Hg	~р
Пропан		2СзН8
Бутадиен	GR ч	гС4На
2-Метилпропен		^р zu3O-C4Ha
н-Бутены	С г н	г«-с4н3
Углеводороды С5 и выше	°£s	С5
Углерод (С в СО2)	VC в Сиз	гС в СО2
Кокс	Gp к	
Всего . . .	Gnp	100,0
Примечание. Содержание С в СО2 приведено без учета кислорода.
Поскольку сырье состоит только из углерода и водорода, кислород в балансе
не учитывают.
Составляем материальный баланс разложения (табл. 1.1), Зная
количества каждого компонента в загрузке реактора (А) и
количества прореагировавших компонентов (Б), по разности
находим количества неразложившихся (непрореагировавших)
компонентов (А — Б). Суммируя количества неразложившихся
компонентов (А — Б) с количествами этих компонентов в про-
дуктах разложения (В), определяем состав продуктов реакции.
Для определения состава контактного газа необходимо рас-
считать количества диоксида углерода, азота (подаваемого в
десорбер закоксованного катализатора) и кокса.
Количество диоксида углерода (в кг/ч):
Gco2 ~ °с в со2 ’ МСОг/Мс.
Определяем содержание компонентов в контактном газе
(в кг/ч):			
Водород	°йг	Пропан	Gc4Ha + gc4H3
Метан	gch4	Бутадиен	Gc4h0
Этилен	gc2h4	2-Метилпропен	/ip
Этан	GC2Ffe	н-Бутены	Gh-C4Hs — GH?C4Ha + G£-C4He
Пропилен	G£3He	Изобутан		 рПр uW3(?-C4Hl0
26
н- Бутан
Углеводороды С6 и выше
Диоксид углерода
Азот
Всего . . .
G«-C4Hi0 “ G«PC4Hi0
°cs + °£s
g&0!
gn-,
Gt “ Gk + GC в CO2 + GN3
К задаче 1.15. Методика расчета материального баланса де*
гидрирования н-бутенов подобна методике, приведенной в за-
даче 1.11. Однако, как показано на рис. 1.4, на выделение бута-
диена поступают потоки бутеновой фракции не только второй,
во и первой стадии дегидрирования. Это обусловлено тем, что
бутеновая фракция первой стадии дегидрирования содержит
около 6 % бутадиена, который необходимо извлечь. Поэтому на
вторую стадию дегидрирования поступает один общий поток бу-
тенов.
Находим часовую производительность по бутадиену, а затем
количество бутадиена (в кг/ч), которое необходимо получить
с учетом потерь:
е' =* сгб. looo/z,
Об== GZ6 (100 4- П)/100.
Рассчитываем загрузку реактора, кг/ч:
G3 «= бб • ЮО/В,
где В—выход С4Н8, % (масс.).
Находим количество загрузки с учетом примесей, кг/ч:
GT G3 * ЮО/^н-СДГд*
Зная состав бутеновой фракции, определяем количество отдель-
ных компонентов.
Рециркулирующая бутановая фракция
Бутэнован
фракция
Рис, 1л Блок-схема двухстаднйного дегидрирования я-бутана:
^—дегидрирование я-бутана; 2 разделение контактного газа дегидрирования н-бу*
Тан&; 3 выделение бутан-бутеновой фракции; 4 — дегидрирование бутенов; 5—раз-
леленнз контактного газа дегидрирования бутенов; 6 выделение бутадиена
27
Вычисляем количество компонентов С4, подвергающихся
конверсии в реакторе, кг/ч:
<Зр - Е G’Kj,
а затем рассчитываем количество продуктов разложения (см.
задачу 1.14).
Находим расход водяного пара на разбавление, кг/ч:
GB.n = Cc4He‘"’18.
Кокс, отлагающийся на катализаторе, частично газифици-
руется с образованием оксидов углерода:
С + Н2О -«рЩ СО -р Н2,	(1)
С + 2Н2О	СО2 + 2Н3,	(2)
С + СО2 2СО,	(3)
поэтому продукты реакции содержат СО2 и СО.
Количество прореагировавшей воды определяем исходя из
уравнений 1 и 2 (на образование 1 моль СО расходуется 1 моль
Н2О, а на образование 1 моль СО2 — 2 моль Н2О):
GH2O = GCbCO’18/12 кг/ч,
gh2o = GCb СО2 ’ 18 ’ 2/12 кг/4-
Количество образовавшегося водорода, кг/ч:
gh2 = gh2o '2/18-
Количество СО и СО2, кг/ч:
Gco = Gc в со ’ 28/12,
GCO2==GCbCO2’44/12-
Количество кислорода (в СО и СО2), кг/ч:
Go2 в со = Gco ~ Gc в СО’
GO2 в со2 = GCO2 “ GC в сог-
Затем составляем материальный баланс разложения, сумми-
руя количества неразложн.вшегося сырья и продуктов разложе-
ния фракции С4. Количество СО и СО2 определяем как сумму
С и О2 в СО и СО2.
К задаче 1.16. Методика расчета материального баланса по-
добна методике, примененной в задаче 1,15. Основное отличие
заключается в том, что в процессе окислительного дегидрирова-
ния весь водород связывается в виде воды. Кроме того, обра-
зуются продукты неполного и глубокого окисления. Поэтому со-
став продуктов разложения бутенов дан юлько в расчете на
содержание в них водорода и углерода: количество углеводоро-
дов, С в СО и СО2, Н2 в Н2О, сумма С и Н в кислородсодержа-
щих продуктах неполного окисления. Пользуясь этими данными
легко рассчитать количество кислорода, вступившего в реакцию,
28
например:
Go3 в н2о “ gh2 в
пли для ацетальдегида
GO;>Bat!.	G (С +11) в	C-J- Н) в ац 
Суммируя полученные значения, находим количества этих про-
дуктов:
GH2O — GII2 в Н2О + GO2 в НгО’
Gan G<C ЬHi в au Т" GO2 в air
Поскольку конверсия «-бутана мала (5%), ею можно пре-
небречь.
К задаче 1.18. Для составления материального баланса ис-
п о л ьз у е м у п р о щ е н и ы й расчет [15}.
Введем следующие обозначения:
Xj — содержание гидропероксида изопропилбензола (ГПИПБ)
в окислительной шихте, % (масс);
х2 — содержание ГПИПБ в реакционной массе окисления,
% (масс.);
yi —содержание продуктов распада в окислительной шихте,
% (масс.);
у2 — содержание продуктов распада в реакционной массе окис-
ления, % (масс.);
т] — степень использования кислорода воздуха.
Для решения задачи необходимо определить количества
окислительной шихты и реакционной массы окисления.
Определяем часовую производительность по фенолу (кг/ч);
оф = О'ф • 1000/Z.
Производительность по изопропилбензолу (кг/ч):
GHiU3 = а(3ф-
Расход кислорода рассчитываем исходя из стехиометрии ре-
акции:
^02/МИ]1Б= 32/120 = 0,267.
Теоретический расход кислорода (кг/ч):
GO2°P = 0,267Оипб.
Фактический расход кислорода с учетом коэффициента его
использования (кг/ч):
СО! = <ДТ7ч-
Расход воздуха (кг/ч):
Gb=Go70-232,
где 0.232 — содержание кислорода в воздухе, масс. доли.
Количество образовавшихся гидропероксида и продуктов его
распада, кг/ч:
G = Сипе 4- Gq2O₽ = Оипб + 0,267бИПБ = 1,2676иПб.	7
Количество изопропилбензола в отработанном воздухе (кг/ч)
находим по закону Дальтона:
-(Ов-О’оТ).	8
где Рж “давление паров изопропилбензола при температуре на верхней та-
релке колонны.
Фактически в отработанном воздухе содержится не только
изопропилбензол, но и незначительное количество гидроперок-
сида изопропилбензола. Учитывая, однако, очень малое содер-
жание ГПИПБ в окислительной шихте, подаваемой на верхнюю
тарелку колонны [^3 % (мол.)], в дальнейших расчетах ис-
пользуем давление паров чистого ГПИПБ.
В процессе окисления образуется также очень малое коли-
чество ЯСНО и других кислых продуктов, которые переходят в
отработанный воздух. На основе опытных данных учитываем
их путем умножения количества ИПБ в отработанном воздухе
на коэффициент, соответствующий их содержанию, которое
равно 0,005—0,006.
Тогда
^ипв = 1,ОО6С^ЛВ.	9
Количество образовавшихся гидропероксида и продуктов рас-
пада равно разности между их содержанием в реакционной мас-
се и в окислительной шихте:
G = (x2 + ^)Gp.M-(Xi4-^)G0<ni.	10
Количество реакционной массы (кг/ч):
Ср. м - 0о. ш - °ЙПБ + ЪТ-	''
Подставляя уравнение 11 в 10, получаем
О = (*2 + «Д (Со. ш - °ИПВ + GS,0”) - (*| - h) Ср. ш	12
«о. ш (х2 + »2 - - »1) = ° + (°ИПБ - СО2°₽) (Х2 +	I3
Тогда суммарное количество окислительной шихты (кг/ч):
г о + (GftnSB - G&op) (*2 + Ы.	..
(j Л ПТ “	’ ”L «	'	£	1 *
°	Хг + У 2 — хг — Vi
в том числен
изопропилбензола (1 Xi — t/J Go, ш;
гидропероксида XtG0. ш;
продуктов распада #iG0. ш.
30
Количество избыточного кислорода (кг/ч):
дсо2 = °о2-°о2°р-	'	05)
Количество реакционной массы (кг/ч):
Ср. „ = 0о. ш - Gft-й + G%°»-
в том числе:
изопропилбензола (I — хг — уд Gp. м;
гидропероксида х2С?р. м;
продуктов распада y^Gp. м.
Составляем материальный баланс процесса окисления изопро-
пилбензола (табл. 1.2).
К задаче 1.19. Укрепление гидропероксида изопропилбензола
осуществляется по двухколонной схеме (см. рис. 1.1). В 1-й ко-
лонне по ходу потока осуществляется концентрирование ГПИПБ,
т. е. отгонка основного количества ИПБ, который возвращается
в процесс окисления; с низа 1-й колонны выводится концентри-
рованный ГПИПБ [60—80 % (масс.)]. Концентрированный
ГПИПБ поступает во 2-ю колонну, в которой осуществляется
укрепление ГПИПБ. С верха 2-й колонны отбирается ИПБ, ко-
торый возвращается в качестве рецикла в 1-ю колонну уста-
новки укрепления. С низа 1-й колонны выводится укрепленный
ГПИПБ [90—-95 % (масс.)], который направляется на установку
разложения ГПИПБ.
Введем следующие обозначения:
—количество дистиллята (возвратный ИПБ) 1-й колонны;
х, — суммарное содержание ГПИПБ и продуктов его распада
в дистилляте 1-й колонны;
GT — количество остатка 2-й колонны (технический ГПИПБ);
хт — суммарное содержание ГПИПБ и продуктов его распада
в техническом ГПИПБ;
Go — количество остатка 1-й колонны (концентрированный
ГПИПБ);
Xq — содержание ИПБ в концентрированном ГПИПБ;
G2 — количество дистиллята 2-й колонны (рециркулирующего
ИПБ);
х2 — содержание ГПИПБ и продуктов его распада в рецирку-
лирующем ИПБ.
В приведенной схеме нельзя произвольно задаться суммар-
ной концентрацией ГПИПБ и продуктов его распада в дистил-
ляте 1-й колонны, поскольку в техническом ГПИПБ и окисли-
тельной шихте должно содержаться определенное количество,
ГПИПБ. Поэтому необходимо определить количество техниче-
ского ГПИПБ, отвечающее заданным условиям, и, соответствен-
но, концентрацию ГПИПБ в возвратном ИПБ (дистилляте 1-й
колонны).
31
'Габлниа Сводный	баланс
f	I
J Iprxo.y	ЕИ'/Ч	% ; MJC.e/l i
Окислительна шихта	С О. тп	100,0
в том числе: изопропилбензол	(1 X] у t) Go. ш	(1 ~ X. — уб
гидропероксид	% 1 ^О. ш	х, •100
продукты распада	У [Со. uj	у} • 100
Воздух	^возд	100,0
в том числе: кислород	0,232Gf!M5	23,2
азот		76,8
100
Всего . , *. , *
^'о< ш 4" ^ВОЗД
Примечание. При наличии соотвстствующих данных продукты распад? делятся
Суммарное количество (кг/ч) ГПИПБ и продуктов его рас-
пада в техническом ГПИПБ определяем как разность между
их содержанием в реакционной массе п в окислительной шихте
(разложением некоторого количества ГПИПБ в процессе кон-
центрирования пренебрегаем):
G,fx,f Gp мхр м Go (11хо щ.
I
Количество технического ГПИПБ, включая ПР (кг/ч);
°т = ((?р,н-Км-Сэ.Лш)/-’:т-	2
Суммарный материальный баланс 1-й и 2-й колонн:
С,м = ^ + (?т
ИЛИ
Материальный баланс по ГПИПБ и продуктам его распада:
= Gp_ мхр м Gtat.	4
Из уравнения 4 находим:
Х1 мхг>- м ™ ДмУД
Составляем материальный баланс 2-й колонны:
Go = Gr + G2.	6
Материальный баланс по ГПИПБ и продуктам его распада:
G^x., = GrxT 4- G2x2	7
Подставляем значение Go из уравнения 6 в уравнение 7:
(GT -J- G2) х0 = билу + G2xz,
32
Расход
кг/ч
% (масс.)
Реакционная масса	Gp. м	100,0
в том числе:		
изопропилбензол	(1 — х% — j/a) Gp, м	(1 — х2 — у2) 100
гидропероксид	^Gp, м	х2 • ЮО
продукты распада	^aGp. м	у2- 100
Отработанный воздух	Go „ = ГООбОЙп’Б + + °.768G.oM +	то
в том числе:		
изопропилбензол	1,0060^	l’000GHrn5/Go в
кислород	дОо,	асО!/°0.«
азот	0,7680 возд	0,7680Воал/О0ч 0
Всего..... Gp. м + в	—
на дттметндфенилкарбинол и ацетофенон. Обычно их соотношение составляет в среднем L5 : L
Решаем уравнение 8 относительно G2'.
G? — G-j- (Xj —- Xq)/(X0	X2).
Количество остатка 2-й колонны находим из уравнения 6.
По результатам расчетов составляем материальные балансы
1-й и 2-й колонн.
К задаче 1.22. Особенность расчета системы из двух колонн,,
в которых жестко зафиксированы состав и количество остатка
2-й колонны, а также суммарное количество гидропероксида изо-
пропилбензола, выходящее с верха 1-й и 2-й колонн, заключает-
ся в том, что невозможно произвольно задаться концентрациями
дистиллятов колонн. Поэтому задачу решаем следующим об-
разом.
Определяем количество (ГП ф- ПР) в техническом ГПИПБ
как разность между их количеством в реакционной массе и окис-
лительной шихте:
GtXt = Gp, мХр. м — GpjXm-	I
Количество технического ГП:
Gt — (Gp.

Из уравнений суммарного материального баланса колонн;
Gp. м = О( +	+ GT,
Gp. м G1 “f-
находим
G14-2 -— GT	G% — Gp. м Gt,
GiX,
4~ G 2X2 — Gp, мХр, M GTxT-
2 Зак, 436
Затем находим среднюю концентрацию (ГП + ПР) в дистилля-
тах 1-й и 2-й колонн:
__ ^1Х1 ^2Х2   ^р. Мур. М ~ ДтХт	7
ср Gi + (?2	О] + G2
Поскольку основное количество ИПБ отгоняется в первой ко-
лонне, концентрация xi должна быть меньше, чем хср:
Х| -^ср*	О
Задаемся концентрацией xi, учитывая при этом рекомендуемые
в литературе данные.
Составляем материальный баланс 1-й колонны:
Ор. и = Gt + Go,	9
откуда
Go = Gp. м — G\,
Составляем материальный баланс по продуктам реакции 1-й
колонны:
Gp. мХр. м = G: х, + Gox0.	10
Подставляем значение Ga в уравнение 10:
Gp. мХр. м = GiXj Т (Gp. м “ GО Xq,	11
откуда
хп — хп „
G, = GP.„-^---'2
Из уравнения 6 находим количество ГПИПБ в дистилляте 2-й
колонны:
G2X2~ Gp. мХр. м G1X1 — GtXt,	13
а из уравнения 13 — количество дистиллята 2-й колонны:
G2 = Gp. Gi GT.	14
Концентрация ГПИПБ и ПР в дистилляте 2-й колонны:
х2 = 62X2/62.	15
Количество остатка находим из уравнения материального ба-
ланса 2-й колонны:
Go = 02 + 6Т.	16
Пользуясь полученными данными, составляем материальный
баланс 1-й и 2-й колонн; количество ГП и ПР в остатке 1-й ко-
лонны и техническом ГП определяем по разности между их ко-
личеством во входящем потоке и дистилляте, затем рассчиты-
ваем содержание в % (масс.).
Программа расчета на ЭВМ колонн концентрирования
и укрепления гидропероксида изопропилбензола, работающих
без возврата дистиллята из колонны 2 в колонну 1
(на языке Фортран-4)
Так как произвольно задаться концентрацией дистиллятов 1-й
и 2-й колонн нельзя, расчет ведем путем подбора концентрации
ГПИПБ и продуктов его распада в дистилляте 1-й колонны.
34
Схема процесса и обозначения потоков приведены на рис. 1.3.
Из материального баланса колонны окисления известны Ош, Gp.
хш, хр. м. Кроме того, на основании производственных или лите-
ратурных данных задаем значения хт и х0.
Используемые в программе обозначения приведены ниже:
Расчетное
Программное
Количество, кг/ч:
окислительной шихты
реакционной массы
технического гидропероксида
остатка 1-й колонны
дистиллята 1-й колонны
дистиллята 2-й колонны
суммарное дистиллята 1-й и 2-й
колонн
Суммарная концентрация гидропер-
оксида и продуктов распада:
в окислительной шихте
в реакционной массе
в техническом гидропероксиде
в остатке 1-й колонны
в дистилляте 1-й колонны
в дистилляте 2-й колонны
средняя в дистилляте 1-й и 2-й
колонн
(?ш	G
Gp. м	R
GT	Т
Go	О
G!	А
G2	В
Gi-,-2	ав
хш	XG
-^р. м	XR
хт	ХТ
х0	ХО
х(	ХА
х2	ХВ
%ср	ХМ
Поскольку обычно xi < ха, то, очевидно, xi < хср. Программа
предусматривает возможность варьирования значения xi для
окончательного выбора его значения путем умножения хср на
коэффициент С, причем С < 1. Задаваясь несколькими значе-
ниями С, можно рассчитать все концентрации и потоки и вы-
брать наиболее приемлемые.
Блок-схема расчета приведена на рис. 1.5. Листинг с про-
граммой и полученными результатами приведен на с. 37 (для
машины «Искра» формат ввода данных исключить).
/С задаче 1.23. При прямой гидратации этилена на фосфорно-
кислотных катализаторах помимо основной реакции
С2Н4 + Н2О С2Н5ОН
(1)
протекают побочные реакции, которые можно записать в виде
следующих уравнений:
образование диэтилового эфира
2С2Н4 Н2О < (СгН^БО,	(2)
образование ацетальдегида
2С2Н4 + Н2О СН3СНО + С2Нв,	(3)
а также образование полимеров.
Расход этилена рассчитываем исходя из заданного распреде-
ления этилена на образование продуктов реакции (селективно-
35
Рис, 1.5. Блок-схема расчета колонн концентрирования и укрепления ГПИПБ
•0010 LIST
10002 TRAN
PROGRAM
DIMENSION A (5),B(5),0(5),XA(5),XB(5),C(5),BXB (5)
READ(5)N,G,R,XG,XR,X0,XT, (C(I),1= 1,N)
2 FORMAT C12/2<F3.1)/4CF5.3) / ( F4.2 ))
T=(R*XR-G*XG)/XT
AB =R-T
X№ (R* XR-T * XT)/АВ
1 = 1
15 XA(D=C(I)*XM
A(I)=R*(XO-XR)/(XO-XA(I))
0(D=R-A CI)
BXB ( D =R*XP.-T * XT-A ( D * ХА (I)
BCD = 0(1)-T
X8(I)=BXB(I)/B(I)
1=1+1
IF (I-N) 15z15z6
6 NRITEC7,9)
9 FORMAT(3X,’I *,5X,’A(I)1z10X,’8 (!) *,1DX,’0(I)1,5XZ*XA(I)*,3X,’X
BCD ')
WRITE (7,10) (I ,A C D ,8 (I) ,0(1) ,XA (I) ,XB CD ,1= 1,3 )
10 FORMAT <3X,I2Z3XZF9.2Z3XZ’F9.?,3XZF9.’2Z3XZF5.3Z3XZF5.3)
STOP
EMO
ta
*00(13 RUN
H=3 G=4489?,2 R=4 1055.4 XG=0.055 XR=0.27 X0 = 0.65 XT=0.96
C(1)=n,9	C(2)=0.8	C(3)=0.7
I	А (I)	В (I)	0(1)	ХА (1)	ХВ (I) -
1	26364.90	52 15.86	14 190.50	0.069	0. 116
г	26 5 13.5 0	5567.26	1454 1.90	0.061	Г. 150
3	26 17 1. 10	5909.66	14884.30	0.053	0. 179
1-00 17 STOP
стей) и стехиометрических уравнений реакции. Общий расход
этилена (кг/ч):
А = (?СМЭ  lOO/CMcCJ = (7С • 28  100/(4606,
где Ms, Me-—молекулярные массы этилена и спирта соответственно.
Из этого количества расходуется (кг/ч):
на образование этанола
Л, =4(6/100;
на образование диэтилового эфира
Л2 = ЛС2/100;
37
на образование ацетальдегида и этана
/ь == ЛСз/100;
на образование полимеров
А. = ЛС4/100.
Количество этилового спирта (Gc, кг/ч) задано в условиях
задачи (производительность установки по этиловому спирту).
Количество побочных продуктов (в кг/ч) рассчитываем на
основе уравнений реакций (2) и (3):
диэтилового эфира
= А2Мэф/(2Мэ) = Аг • 74/(2 • 28) = 1,32Л2;
ацетальдегида
Ga = А3Ма/(2Л4э) = Л3 • 44/(2  28) = 0,786Л3;
этана
СЭт = АЯМЭТ/(2МЭ) == Л3 • 30/(2 • 28) = 0,535Л3.
Рассчитываем количество полимеров, условно предполагая,
что полимеры состоят только из углерода и водорода:
Gn = Л4.
Расход воды на реакцию рассчитываем, исходя из того, что
в реакциях (1)—(3) вода расходуется в количестве 1 моль на
1 моль продукта. Суммарный расход воды (кг/ч):
Ga = (Gc/46 + ОЭф/74 + Ga/44) • 18.
Загрузка реактора в расчете на 100%-ный этилен (кг/ч):
Gg = Л • ЮО/К.
Количество водяного пара, подаваемого в гидрататор:
^в. п = Пв. nGf/X ==«в. nGl/28 КМОЛЬ/Ч,
GB, п = в. п ‘ 18 кг/ч.
К задаче 1.24.
Расчет процесса конденсации паров воды, этилового спирта
и побочных продуктов ведем по обычной методике расчета доли
отгона многокомпонентной смеси. Согласно методике
/
f	Х01	।
^-^ + (1-^)/^’
где х^, y'i — мольная концентрация t-ro компонента в исходной смеси и в га-
зовой фазе соответственно; Ki — константа фазового равновесия Pro компо-
нента; е' —мольная доля отгона.
Начальным значением е' задаются и ищут такое ее значение,
при котором соблюдается равенство
1^=1-	2
Поскольку неконденсируемые газы — метан, этилен и этан —
очень слабо растворимы в спирто-водном конденсате, принимаем, 38
38
что константы их фазового равновесия равны бесконечности:
^СН4 — ^С2н+ —	—
3
В последующих расчетах (см. задачу 1.25) количество рас-
творенных газов определяем по закону Генри. Поскольку в па-
мять машины нельзя ввести бесконечность, при расчете доли от-
гона на ЭВМ константы равновесия приняты равными 1010.
Программа расчета на ЭВМ доли отгона многокомпонентной смеси
(на языке Фортран-4)
Алгоритм решения. Определяем молярные концентрации каж-
дого компонента в исходной смеси по уравнению
4
Прежде чем начать расчет, необходимо проверить, находится
ди система в двухфазном состоянии, так как в принципе она
может оказаться целиком в жидкой или газовой фазе.
Сначала проверяем, не находится ли система в жидкой фазе,
для чего находим У
Если
то система находится в жидкой фазе. В этом случае печатаем
значение У} ^ixoi и счет заканчиваем. Если У, Kixu > 1, необхо-
димо проверить, не находится ли система в газовой фазе.
Если 
У xoi/=С I.	6
то система находится в газовой фазе и расчет прекращаем. Если
У Xoi/'Ki > 1, переходим к расчету доли отгона.
Расчет доли отгона проводим следующим образом.
Для выбора начального значения доли отгона ег (первого
приближения) задаемся тремя значениями ef. Трем заданным
значениям е' отвечают соответствующие значения У Эти
значения можно нанести на график. Зависимость У yi от ег
изображается кривой, которая может быть приближенно опи-
сана полиномом 2-й степени (рис. 1.6).
S = ае? + be + с,	7	11
Л
Cl
где	S = У у\.	||
g м
го
Рис. 1.6 Зависимость суммарной концентрации е
УУ' =. S от доли отгона е	°
Доля отгона, е
3d
Напишем уравнение 7 для трех значений е' (для упрощения обо-
значим е' через е):
5(^’1 = ае2 + Ье} + с,	Та
5 (е2) = ае2 -j- be? + с,	76
S (е3) = ае% Д- Ье^ + с.	7в
Вычитаем почленно уравнение 76 из уравнения 7а и 7в из 76:
S(et) —	S(e2) = a (е2 — <?|) + b (et — е2),	8
$ (е,г)	$ (ез) = а (е2 “ ез) + (е2	ез)-
Запишем уравнения 8 и 9 в следующем виде:
S (е,	- S (е2
--------------------= a h + е2) + Ь,
в\ — е2
= а {е, + еа) + ъ.
С 2 —
Вычитаем уравнение 9 а из уравнения 8а:
S (et) — S (е2)	5Ы-5Ы _
----------------------------	--a — е3<
— е2--------------------— e:i
откуда
1	r5(^)~5(e2)	S(es)~S(e3)
а =-----------------------------
— е3 L	£2 —
8а
9а
10
Мы должны найти значение е для случая, когда $=1:
ае2 + be 4- с = 1
ИЛИ	ае2 + be + с — 1=0.	11
* „ — + У^2 — 4а (с — 1) _ — Z> + Vq~	12
е ~~	2а	2а ’
где Q = Z?2 — 4а (с — 1).
Значение Ь находим из уравнений 8а и 9а, складывая их по-
членно и решая относительно Ь‘.
,	1 Г 5 (еД — S (е2) S (е2) — S (е3)	,	,	.	1	„
щ -------j—------ 4  —j—---------а (б; + 2е2 + е3) .	13
2 L е i ~h е2	е-2 -J- е3	J
Значение с находим, суммируя почленно уравнения 7а, 76 и 7в
и решая полученное уравнение относительно с:
с = у [5 (et) + S (е?") -р 5 (е^ —- а (е2 Д- е? -j-	+ b (ei + eQ + e3)J,	14
Задаемся тремя значениями е (ei, и е3), которые вводим
в память машины. Для заданных значений е рассчитываются
соответствующие значения у' по уравнению 12 и находятся зна-
чения S = X у'' Задаемся точностью абсолютного значения 5,
например 0,0001. Если для одного из заданных значений е ока-
* Физический смысл имеет только положительный корень.
40
жется, что S с достаточной степенью точности близко к единице,
счет заканчиваем. Если ни одно из значений е не обеспечивает
заданной точности определения S, по полученным значениям Si,
S2 и S3 вычисляются коэффициенты а, Ь, с и по уравнению 12
значение е. Найденное значение е подставляется в уравнение 1
и рассчитываются значения у' или х' и X у' или X х - Если за-
данная точность не достигнута, расчет продолжается. Задавшись
предварительно значением коэффициента /, рассчитываем новое
значение е по уравнению
е = в ± fe.	15
Если S — 1 < О, то е = е — fe, а если S — 1 > 0, то е = е -ф fe.
Опять возвращаемся к уравнению 12 и находим S. Если задан-
ная точность не достигнута, то на каждом последующем шаге
принимаем f = f/2. Итерации продолжаются до достижения зна-
чения S, удовлетворяющего требуемой точности. Затем по урав-
нению 16 определяются х', средние молекулярные массы газо-
вой и жидкой фаз, а также среднюю молекулярную массу ис-
ходной смеси. Рассчитывается массовая доля отгона е, массовые
концентрации у и х, количество каждого компонента в газовой
и жидкой фазе, суммарное количество компонентов.
Используемые в программе обозначения приведены ниже;
Количество z-го компонента в исход-
ной смеси
Молекулярная масса г-го компонента
Константа фазового равновесия /-го
компонента
Число компонентов
Коэффициент / в уравнении 15
Произведение Кх'
Сумма Кх'
Отношение х'}К
Сумма Хх'/К
Суммарная концентрация компонен-
тов в газовой фазе
Заданные значения е
Молекулярные концентрации компо-
нентов:
в исходной смеси
в газовой фазе
в жидкой фазе
Мольная доля отгона
Массовая доля отгона
Расчетное	Про г рам мное G(I)
	M(I)
Ki	P (I)
п	N
f	F
K/Oi	W
	SW
X'oi/Ki	V
	SV
E»!	s
^2>	Rd)
*0; £	(Z) (I)
/ Vi	Y(I)
f	X(I)
e	E
e	El
Блок-схема алгоритма расчета приведена на рис. 1.7.
Ввод исходных данных. G(I), M(I), P(I), N заданы. Исходя
из условий, выбираем три значения е, например ej = 0,1;	= 0,5;
Сз = 0,9. Тогда J = 3. Задаем начальный шаг F = 0,2. В соот-
41
Рис, L7, Блок-схема расчета доли опина
Отдувка высокого
Рециркулирующий газ + отдувка
Спирто-водный конденсат
+ растворенный газ (S,z)
Рис. 1.8. Блок-схема прямой гидратации этилена:
Л 2 — компрессоры; 3 — гидрата тор; 4 — блок нейтрализации и конденсации; 5 — се-
паратор высокого давления; 6 — сепаратор низкого давления
ветствии с заданным форматом вводим данные следующим об-
разом:
значения F и N на одну перфокарту;
значения P(I), G(I) и М( ) для каждого компонента, напри-
мер, Р(1), G(l), М(1), на одну отдельную перфокарту;
поскольку R(I) = ez представляет собой массив, значения в] ~
= 0,1; 62 = 0,5 и е3 = 0,9 вводим на отдельные перфокарты.
Листинг с программой и полученными результатами приве-
ден на с. 44—46.
К задаче 1.25. Для поддержания определенной концентрации
этилена в циркулирующем газе необходимо путем отдувки части
циркулирующего газа выводить из системы инертные примеси,
которые поступают в систему с исходным техническим этиленом
(метан и этан), а также за счет образования небольших коли-
честв этана. Общее количество этих примесей невелико, но они
будут накапливаться в системе, если их не удалять.
На рис. 1.8 приведена блок-схема прямой гидратации эти-
лена. В гидрататор 3 поступает компримированный этилен (смесь
свежего и циркулирующего).
Парогазовая смесь после гидрататора нейтрализуется и про-
ходит первую ступень конденсации 4. Спирто-водный конденсат
отделяется, а пары проходят вторую ступень конденсации и
после конденсации разделяются на газ и конденсат в сепараторе
высокого давления 5. Поскольку этот аппарат работает под дав-
лением, часть газа остается растворенной в спирто-водном кон-
денсате. Последний после дросселирования поступает в сепара-
тор низкого давления 6, где отделяется растворенный газ —от-
дувка низкого давления (н.д.). Циркулирующий газ высокого
давления из сепаратора 5 поступает на прием компрессора 2, а
часть газа отдувается в систему газофракциопирования (отдувка
высокого давления). Таким образом, инертные примеси удаляют-
ся из системы двумя путями: с отдуваемым газом высокого дав-
ления и с растворенным газом из сепаратора 5 (отдувка н. д.).
С отдуваемым и растворенным газами из системы выводится
также этилен.
43
DIMENSION Z ( 10) ,P( 10) ,YC 10) ,R (3) ,T <5O),G(5O) ,M( 10) ,H ( 10) ,0( 10)
X( 10) , Y 1( 10) ,U ( 10) , X К 10) ,W К 10) , W2( 10) ,W( 10) ,V (10)
REA t>(5) F ,N
35 FORMAT < F 7.5, 12)
R £A D ( 5 1 ( P ( I ) , G ( I ) , M ( Г) , I = 1,N )
2 1 FORMATCF 15.4,F9. 1,14)
REA 0(5) (R(J),J« 1,3)
22 FOR MAT ( F4.'2)
S 1 = 0 .
S2=O.
S3=0.
S4=0.
S5 = O.
S6=0.
S7=O.
S8 =0.
S9=0.
S10 = 0.
S 1 1 = 0.
DO 36 1 = 1,N
S 1 = S 1+G ( I )
H(I)=G(I>/М(I)
36 S2=S2+H(I)
A0 = S VS2
DO 38 1=1,N -
Z(I)=H(I)/S2
38 S3=S3+Z(I)
1= 1
SW=O.
70 W(I)-PC I)*Z(I)
SW = SW+W CI)
1 = 1+1
IF (I-N ) 70,70 ,7 1
71 IF (SW- 1) 72,72,74
72	WR IT E ( 7,73 ) SW
73	FORMAT( 1X,'SW = ’,F7.5)
GO TO 79
74	1=1
SV =0 .
75V(I)=Z(I)/P(I)
SV=SV+V(I)
1 = 1 + 1
IF (I-N)75,75,76
76 I F (SV- 1)77,77, 10 1
77 WRITE(7,78)SV
78 FORMAT( IX,'SV = ',F7.5)
GO TO 79
10 1 J 1
3	E=R(J)
4	1=1
s=o.
5	Y (I) = Z (I) / (E + ( 1.-E ) / P( I) )
S=S+Y<I)
1 = 1 + 1
IF (I-N)5,5,6
6 D=S-1
44
IF (ABS(D)-O. 000 1)30,30,7
7 T(J)=S
J =J + 1
IF (J-3)3,3,8
8 IF (J-4)9,9,11
'(З)))	< DrR(3)> )*( (T ( 1)-T (2))/(R( 1)-R(2))-(T (2) -T (3))7fR (2)-ff
B=0.5*((T( 1)-T(2))/(R( 1)-R(2)>*(T(2)-T C3))/(R(2)-R(3))-A*(R(1}+2
*R(2)+R (3)))
C = (T( 1)+T(2)+T(3)-A*(R( 1)**2+R(2)**2+R(3)**2)-B*(R( 1)+R(2)+R(3)>
J / «3 •
Q=B**2-4*A*(C- 1)
E=(-B-SQRT(Q)>/(2*A)
GO TO 4
11 IF (J-5 ) 10, 10,15
10	. I F (t>) 13,30,16
13	E=E-F*E
14	J=J+1
GO TO 4
15	F=F/2.
GO TO 10
16	E=E + F*E
IF (,E-1) 14, 17, 17
17	F = F/2.
GO TO 16
GO TO 16
30 DO 61 1= 1,N
X(I)= Y(I)/PCI)
S5=S5+X(I)
0(1)= Y(I)*M(I)
61 S6=S6+0(I)
DO 40 I = 1,N
Y1(I)*M(I)*y(n/s6
57=57+Y TCI)
U ( I)(I)* X(I)
40 S8=S8+U(I)
DO 42 1 = 1,N
X 1 (I)=M(I)*XCI)/S8
S9 = S9 + X К I)
E 1=S6*S2*E /5 1
W 1(1)=S 1*Y 1(I)*F
S 10 = 5 10 + W 1(1)
W2 (I ) =S 1*X 1 (I) *( 1-E 1)
42 S 1 KS 11 + W2 (I)
W R IT E (7,4 3 ) E , F , A 0
43 F0RMAT(2X,'E=',F8.5,2X,,E1=,,F8.5,2X,'M0=',F9.2)
WRIT E(7,46 )
46 FORMAT (30 X, 1 РАСЧЕТ ’ , 10X, 'ДОЛИ ' , 10-X, * ОТ ГОНА ' //2X, ’КОМП ' ,4X, 1 G ”
,5X,,M,,5X,'G/M,,6X,*X0*,7X,'K,,6X,’Y1',6X,,X1l,4X,,M*Y1l,4X,,Y*
,4 X , 1 M*X11,5X,1X',7X,'GО*C 1"E ) * X 1 )
Z WR IT E ( 7,44 ) I I , G ( I.) у M ( I ) , H ( I ) , Z ( I) , P (I ) , Y ( I ) , X ( I ) , 0 ( I ) , Y 1 (I ) , О ( I
) ,X KI) ,W1(I),W2(I) ,r=.1,H)
4 4 FORMAT (2X,I2,2X,F8. 1, 1X , 14 , 1X , F7.2 , 1X , F8 .6 , IX > F7.5 , 1X,F7.5,1X
,F7.5,1X,F6.2,1X,F4.2,1X,F7.2,1X,F7.5,1X,F9.2,1X,F9.3)
WR1TE(7,91)S1,S2,S3,S4,S5,S6,S7,S8,S9,S1O,S11
91 FOR MAT(2X,1 СУM1, 1X,F8. 1,6X,F7. Ъ, IX,F8.6,9X,F7.5, 1X,F7.5, 1X,F6
.2,1X,F4.2, 1X,F7.2, 1X,F7.5, 1X,F9.2, 1X,F9.3)
79 STOP
EN D
И n
!Q003 RUN
43
Е = 0.66 170	Е 1 = п 732 19 М0 =
24 . 16
РАСЧЕТ
ДОЛИ
ОТ ГОНА
КОМП G	М
1	6732.4	16
2	16 23 18 . 1	28
3	1540 1.8	30
4	12000.0	46
5	202.0	74
6	90.2	44
7	80779.8	18
СУМ 277524 . 1
G/М ХО К Y1 Х-1. M*Y1
420.77	0.036638	0.05537	0.00000	0.89
5797.07	0.504767	0.76284	0.00000	21.36
5 13.39	0.044703	О’.06756	0.00000	2.03
260.87	0.022715	0.35500	0.01407	0.03963	0.65
2.73	0.000238	0.75700	0.00021	0,00028	0.02
2.05	0.000 178	0.78500	0.000 16	0.0002 1	0.0 1
4487.76 0.390762 0.10400 0.09982 0.95983	1.80
1.000000	1.00003 0.99995 26.74
Y	М*Х 1	X	GO*E*Y	G0*(-1-E)*X
0.03	0.00	0.00000	6732.39	0.000
0.80	0.00	0.00000	1623 17.8 1	0.000
О'. 08	0.00	0.00000	1540 1.76	0.000
0.02	1.82	0.09529	49 17.68	7082.367
0.00	0.02	0.00 110	120.57	8-1.43 1
0.00	0.0 1	0.00048	54.62	35.576
0.07	17. 28	0.903 14	13 6 5 4.5 0	67 125.688
1.00	19. 13	'0.9977 1	203 199. 19	74325.000
Поэтому количество свежего этилена, которое необходимо
подать в систему, превышает количество конвертируемого эти-
лена и зависит от количества отдуваемого этилена.
Введем следующие обозначения:
Л — количество конвертируемого этилена, кг/ч или кмоль/ч;
В —количество свежего технического этилена, кг/ч или
кмоль/ч;
V —количество отдуваемого газа высокого давления, кг/ч
или кмоль/ч;
S — количество газа, растворенного в спирто-водном кон-
денсате, кг/ч или кмоль/ч;
(?ат —количество образующегося этана, кг/ч или кмоль/ч;
х, у, 2 —массовые или мольные концентрации этилена в свежем
техническом этилене, в циркуляционном газе и в растворенном
газе соответственно.
Составим баланс по этилену. Количество этилена, поступаю-
щего в систему, равно сумме конвертированного, отдуваемого
и растворенного этилена:
Вх => А + Vy -|- Sz.	1
Аналогично составим уравнение материального баланса по
примесям. Они поступают в систему со свежим этиленом и за
счет образования этана и выводятся из системы с отдувкой вы-
сокого давления и с растворенным газом:
В(1-x) + GCaHe = V(l~ r/) + S(l-г).	2
Количество свежего этилена В неизвестно, находим его из урав-
нения 1:
в = (Д -у Vy -р Szyx.	3
46
Подставим значение В в уравнение 2:
[(Л + Vy + ЭД (1 - *) + ОСгНб = V (1 - у) + S (1 - z).	4
Преобразуем уравнение 4:
(Л + Vy + Sz) (I - х) + GC2Her = V (1 - у) х + S (1 -	г) x,
Л (1 - %) + бСзНбх = V (x - y) + S (x - z),
V (x - у) = Л (1 — x) + GC2h6x — S (x — z).
Количество	отдуваемого циркулирующего газа	(кг/ч или
кмоль/ч) :
V = [Л (1 - х) + СС2н6х - 5 (х - z)]/(x - у).	5
Из уравнения 5 следует, что V увеличивается с уменьшением
концентрации свежего этилена х и с увеличением концентрации
этилена в циркуляционном газе у. А из уравнения 1 следует, что
с увеличением V увеличивается количество свежего этилена, ко-
торое необходимо подать в систему. Поэтому практически под-
бирают такие концентрации х и у, которые обеспечивали бы оп-
тимальное парциальное давление этилена в системе при прием-
лемом с экономической точки зрения количестве отдуваемого
газа высокого давления.
Количество отдуваемого чистого этилена (кг/ч или кмоль/ч):
^с2н4 = Vy.
Количество отдуваемых примесей (кг/ч или кмоль/ч):
Гпр = 7(1-у).
Концентрацию этилена в циркуляционном газе находим из
уравнений материального баланса по метану и этану:
йхсн4 — ^Уси4 + Szch4>
Вхс2н3 + gc2h3 = ^с2н6 + 5гс2н6-
6
7
Значение В легко вычислить из уравнения 2, а из уравнений 6
и 7 легко найти соответствующие концентрации:
#сн4 — (Sxcii4 ~ 5гсн4)/К
ус2н6 = (£хс2н6 + gc2h6 — 5гС2Нб)/7.
8
9
Для расчета состава отдуваемого газа и последующих рас-
четов задаемся значениями х и у. Значения S и z, 2сн4 и ^с2н6
определяем при расчете сепаратора высокого давления. Так как
они заранее неизвестны, принимаем 5 = 0 и рассчитываем все
необходимые величины. Затем рассчитываем 1-ю и 2-ю ступени
конденсации, после чего определяем S, z, ?сн4 и гс2не. После
этого расчет повторяем, уточняя значения В, V, уси^, #с2н6>
и 2сн4’ гс2на- Таким образом расчет проводим, пользуясь
методом последовательного приближения.
47
К задаче 1.27. Часовая производительность установки по спир-
там (кг/ч):
Gcn = <7cn-10°0/(«-24).
Часовая производительность с учетом потерь спиртов (кг/ч):
^п = Ссп(1 + П/Ю0).
Расход эфиров (в кг/ч), необходимый для обеспечения заданной
.производительности установки, определяем по реакции
Л)
RC + 2Н2 —> RCH2OH + СН3ОН.	(1)
Х)СН3
бдф = бспЛ1эф/Л1сг1,
где Л7Эф, Л/сп — средние молекулярные массы эфиров и спиртов.
Помимо основной реакции (1) протекает побочная реакция гид-
рирования эфиров до предельных углеводородов. Количество
превращенных эфиров (кг/ч):
0,"{ = (°эф/с) 100-
Загрузка реактора по эфирам (кг/ч):
Дф =
Количество непреврашенных эфиров (кг/ч):
Состав и количество загрузки реактора:
	кг/ч	% (масс*)
Эфиры		nzj
Метанол	Гт3 асн3он	
Вода	gh2o	
Всего . . .	G3	100
Фактически вследствие потерь на стадии приготовления пасты
на установку поступает (кг/ч):
бобщ = 03(1 -ЬП/ЮО).
Однако в реактор поступает G3.
Количество подаваемого в реактор катализатора (кг/ч):
<J«al“c:.1A.I/ioo.
Прежде чем определить расход водорода на реакцию, необхо-
димо вычислить количество гидрогенизата, для чего рассчиты-
ваем количество продуктов реакции.
Ирм расчете количества продуктов реакции учитываем, что
часть метанола восстанавливается до метана:
снэон + н2 —> снд + Н2О,
2
а небольшое количество эфиров восстанавливается до насыщен-
ных углеводородов:
RCOOCH3 + 3H2 —> RCH3 + сн3он + Н2О.	3
Количество метанола равно суммарному количеству метанола,
образующегося по реакциям (I) и (3) и содержащегося в за-
грузке, за вычетом количества метанола, восстановленного до
метана по реакции (2):
;Исн3онс , гпр
'СНзОН “ Л'1эф. 100 +
^СНзОН С)
СНдОН
100 - а
100
Л19ф • 100
/ пр ^снзОН . гз \ ЮО —а
1эф~МЭф“ + gchsohJ 100 >
где а — доля метанола, восстанавливающегося до метана.
Количество воды равно суммарному количеству воды, образо-
вавшейся по реакциям (2) и (3) и содержащейся в загрузке
(кг/ч):
_ /ССН3ОН ’ 100 _ г \ ^НгО гпр (ЮО — С) Л4[1г0	_
°н2о ЮО-a gch3ohJ МСНзОН + эф 100Л4эф	+ °н2о~
/	100 X Л1Н(ИО - С) Л1Н,О
- gCH3oh I loo -'7 " j ) мс.< он +	' 100Л4 А +
Количество метана, образующегося по реакции (2), кг/ч:
/юо \ Л1Н,О
/т	г»	/	1 I 1120
^СН4-^СН3ОН^ ЮО-а ~ 7 Л*СНЗОН '
Количество насыщенных углеводородов, образующихся по реак-
ции (3), кг/ч:
р ___pan (ЮО С) Л'Кас
иас	Ю0Л1эф
Количество гидрогенизата, кг/ч:
Gr — °эфПР + Gcn + GCH3OH + GH2O + Gcib| + GHac-
Расход водорода па реакцию (1), кг/ч:
2MH2G^C _ 2 • 2G>
ЛКф- 100	242- 100
= 0,01650^^..
Расход водорода на восстановление метанола до метана по реак-
ции (2), кг/ч:
/ 100
Аг “ MCUSOH °СНз0Н С 100 — а
>	..	/100 Л
1) " °’062:>GCH3OH юо —а ~ V'
49
Расход водорода на восстановление метиловых эфиров до насы-
щенных углеводородов по реакции (3), кг/ч:
ЗЛГН 100 — С 3-2	100 — С	100 - с
Лз = Мэф ° ЭФ	100	= 242 Сэф 100	= °’0250 Эф	1Q0
Общий расход водорода, кг/ч: А = Л1 +
К задаче 1.28. Поскольку часть газовых компонентов, вклю-
чая водород, растворяется в гидрогенизате, расход водорода
больше, чем рассчитанный по уравнениям реакции. Кроме того,
поскольку водород циркулирует в системе, из циркулирующего
газа необходимо удалять инертные примеси, вносимые с техни-
ческим водородом (азот) и образовавшиеся в процессе реакции
(метан). Поэтому требуется определить количество технического
водорода, подаваемого в систему, количество газовых компонен-
тов, растворенных в гидрогенизате, и парциальное давление азо-
та и метана в циркулирующем газе. С этой целью составляем
газовый баланс.
Количество растворенного компонента на 1 т ги-дрогенизата
(м3/т):
5 с == а^,
где •—коэффициент растворимости i-ro компонента при давлении 0,1 МПа,
м3/(т-МПа); pi — парциальное давление i-го компонента, МПа.
Расчет удобнее вести в кг/т, пересчитываем:
коэффициенты растворимости
at = a'-Mz/22,4;
количество растворенного газа
Sz = a.pr10.
Уравнение материального баланса по водороду (введенный
водород расходуется на реакцию и растворение):
ВхН2 « А + SH2 == А + аН2Рн2-	1
Уравнение материального баланса по азоту (количество вве-
денного азота равно количеству растворенного азота):
=	== aN2PN2-	2
Уравнение материального баланса по метану:
gch4 83 асн4Рсн4-	3
Из уравнений 1, 2 и 3 находим парциальные давления водо-
рода, азота и метана, МПа:
В*Нг - Л
Рн'2 ан2
gch4
Рсн4 =	—
aCH4
3a
36
Зе
50
Суммируем полученные уравнения:
, t	fixH2 — А , fixN2 , GCH4
РН2 + PN, + РСН. =
Поскольку рн, + pN2 + рсн4 = Р, то
ВхН2 —Л	Bxn2	gch4	р
    —4— --«-- —
аН2	aN2	аСН4
Преобразуем уравнение 4:
Вхна Вхи2	р	А _	gch4	4?
ан2 аи2	«н2	асн4
Умножаем правую и левую части уравнения на аНэ и решаем
полученное уравнение относительно В:
в_ Л + рГ1г(Р — ОСн4/асн4)
+ xn2 («н2/ам j
Парциальные давления азота и метана в циркулирующем газе
определяем по уравнениям 36 и Зв. Количество чистого водорода
(кг/ч) Вщ = Вх.
Зная парциальные давления, легко определить мольные и
массовые концентрации компонентов в циркулирующем газе:
Количество растворенных газообразных компонентов (кг/ч):
Sf« a^GjlOOO.
Общее количество растворенного газа (кг/ч):
s=£s(.
i = l
Материальный баланс по водороду, азоту и метану прове-
ряем по уравнениям 1, 2 и 3.
Количество водорода, подаваемое в реактор (кг/ч):
G^=KM.
Количество циркулирующего водорода (кг/ч):
GH2 = GH2 — 5xH2’
Количество циркулирующего газа (кг/ч):
.Количество инертных примесей (кг/ч):
gn2 = g^n2’ gch4 = ^цУсн4-
51
Количество жидкой реакционной массы (кг/ч):
Gp. м = Gr + GK.
Составляем сводный материальный баланс реактора.
К задаче 1.29. Расчет количества реагентов и продуктов реак-
ции проводим на основе уравнений реакции.
Расход водорода на реакцию рассчитывается с учетом как
образования альдегидов, так и гидрирования части альдегидов
до спиртов, в соответствии с уравнениями:
С3Н8 4-СО + Нй С3Н7СНО,
С3Н6 + СО + 2Н2 —> С4Н&ОН.
Кроме того, необходимо учесть образование альдегидов и
спиртов из примесей этилена, содержащегося в пропиленовой
фракции. Поэтому общее количество превращенных ненасыщен-
ных углеводородов (в кг/ч) определяем по уравнению:
где G£PHa — количество превращенного пропилена, кг/ч; GCkNi( — количество
этилена в пропиленовой фракции, кг/ч; Кэт — конверсия этилена.
Расход водорода на реакцию (кг/ч):
GH2 = /УЛн2 И “ О + .^н°^н2'2 = Лн2 О " а + 2а) =	(1 + а),
где а — доля альдегидов, гидрирующихся до спиртов.
В данном случае на гидроформилирование подается синтез-
газ, который готовят путем смешения технического СО с техни-
ческим водородом. Технический оксид углерода получают абсорб-
цией оксида углерода из газа, полученного конверсией, с после-
дующей его десорбцией. В результате получается газ с содер-
жанием СО до 80 °/о и технический водород. Такой прием позво-
ляет создавать строго необходимые в процессе гидроформилиро-
вания соотношения СО и Н2.
Для определения состава синтез-газа недостаточно знать рас-
ход оксида углерода и водорода на реакцию. Для нахождения
количества технического оксида углерода и технического водо-
рода составим уравнения материального баланса по СО и Н2:
^со = О*со° + ^. Хо 	1
ун2 = ^т. охн2° +2
где Усо — общий расход СО на реакцию и образование катализатора, м3/ч;
УНг~ общий расход Н2 на реакцию и образование катализатора, м3/ч;
x^q — содержание СО в техническом оксиде углерода и техническом водо-
роде соответственно, мольн. доли;	— содержание Н2 в техническом
оксиде углерода н техническом водороде, мольн. доли.
52
Решаем уравнения 1 и 2 относительно VT. ей
л/ — ^со " вГСО	о
Т' °	т. о ’
ЛСО
v _Vh2- vt.
и т n ------—	- •	о
*’ °	Т. О
х Нй
Приравниваем уравнения 3 и 3' и решаем относительно Ут. в
^со " Ит, вхсо Ун2 ~ Хн*
„Т. о	,,Т. о	’
ХСО	ХН2
v „ ^н/со° ~ ^СОХН2°
г Т R ——“	— ' »	Ч
^Т. BVT. О 'Г, BVT. о
хн2 хсо ~ Лсохн2
Количество технического оксида углерода (в кг/ч) находим
из уравнения 3.
К задаче 1.30. Отличительной особенностью установок оксо-
синтеза является рециркуляция отработанного синтез-газа. Кро-
ме того, на некоторых установках для съема тепла реакции в
реактор возвращают часть жидкого продукта из сепаратора низ-
кого давления. Синтез-газ содержит инертные примеси (диоксид
углерода, азот, метан, пропан), чтобы они не накапливались, их
необходимо выводить из системы. Это достигается за счет рас-
творения части инертных примесей в жидком продукте в сепара-
торе высокого давления и отдувки некоторого количества цирку-
лирующего газа (рис. 1.9).
Введем следующие обозначения:
А —количество прореагировавшего компонента, кмоль/ч;
В — количество свежего синтез-газа, кмоль/ч;
V —количество отдувки высокого давления (в.д.), кмоль/ч;
L —балансовое количество жидкости, выходящей из сепара-
тора низкого давления, кмоль/ч;
Рециркулирующий газ-
Отдувка высокого давления У
Рис, 1.9, Блок-схема процесса оксосинтеза:
/^колонна гидроформилирования; 2 — сепаратор высокого давления; 3 — сепаратор
низкого давления
53
W — количество циркулирующих жидких продуктов, кмоль/ч;
Q — L -ф U/ 4- S — суммарное количество жидких продуктов;
6	— количество растворенного газа, кмоль/ч;
Xi — начальная концентрация газообразных компонентов в син-
тез-газе, мольн. доли;
i/i — концентрация газообразных компонентов в циркулирую-
щем газе, мольн. доли;
—	концентрация газообразных компонентов в жидкости, вы-
ходящей из сепаратора в. д., мольн. доли;
—	константа фазового равновесия i-го компонента;
Афз — суммарное количество пропиленовой фракции и образую-
щегося пропана, кмоль/ч.
Составим баланс.по i-му компоненту, исходя из того, что ко-
личество введенного компонента равно суммарному количеству
прореагировавшего отдуваемого и растворенного компонента:
Вх{ = Л£ + Vy{ 4- Q	I
Из уравнения 1 находим В:
Al+Vyi + Q(yi/Ki) At +y{(V+ Q/Kt)
Zj = -------—.................................. "
xi	xi
В уравнении 2 известны Л/, xi и Ki. Значением Q = L -ф IF -ф
+ S задаемся (L и W известны).
Для инертных примесей А — 0.
Находим выражение для ус.
Вх, — А,
у =----*---3
По уравнению 3 рассчитываем концентрации компонентов в
циркулирующем газе.
В состав циркулирующего газа входит также непрореагиро-
вавшая пропан-пропиленовая фракция (содержащая пропан и
непрореагировавший пропилен).
Напишем баланс пропановой фракции и образующегося про-
пана:
^C3 “ ^СзНк +	= лс5 + ^с3 Q	4
Из уравнения 4 находим ус3:
__ NC3 ~ АС3
Ус' У + ((ЖСз) ’
где АСй = АСкНб + АСгН4.
Контрольным условием является равенство
S4
Из этого условия следует:
Bxi — Ai , ^с3 ~ лс3
Е + (<Жг) + v^{Q/Ki)
6
где Сз—N-ный компонент.
Преобразуем уравнение 6:
«I
Отсюда
В =
xi	у Ai	] WCs“ ЛСз
V + (Q/Kt)	Zj V + (Q/y) + V + {Q/KCi)
1 + Z 1АЛv + 0/*/)] - ("сз - AcMv + ««c,)
1
7
I1MW,)]
1
Если задаться значениями Q и V, можно определить В. Тогда
легко найти значение уг- из уравнений 3 и 5.
После нахождения значений yt (сумма которых равна еди-
нице) можно определить значения z(- по закону Рауля:
zi =
Для жидких продуктов допустимо принять К, = 0. Находим
количество растворенного газа S:
s = £ \
По разности находим G = W + L-
G^Q-S.
Если G больше или меньше W + L, необходимо изменить значе-
ние Q и повторить расчет до совпадения значений Q и W -ф-
+ Л + 5.
Количество жидкости L известно из материального баланса.
Значение W равно примерно 50—60 % от балансового количе-
ства жидких продуктов (включая растворитель). Количество
растворенного газа S неизвестно. В качестве первого приближе-
ния можно принять значение Q на 20—25 % больше значения
L которое строго фиксировано. Принятое значение Q мо-
жет не соответствовать значению S, отвечающему данным усло-
виям. Поэтому в программе расчета на ЭВМ предусмотрено
определение фактического значения Q, при котором

55
Программа расчета на ЭВМ газового баланса процесса
оксосинтеза (на языке Фортран-4)
Алгоритм расчета. Обозначения, используемые в программе, при-		
ведсны ниже:	Расчетное	Программное
Количество превращенного компо- нента	Л	А (I)
Константа фазового равновесия Концентрация компонентов:	Ki	Р (I)
в свежем синтез-газе	Z. X	2(1)
в циркулирующем газе		7(1)
в растворенном газе	xi	X (I)
Суммарное количество пропан-пропи- леновой фракции и образовавшегося пропана	бцр	GP
Количество жидких продуктов	IF -j-L	WL
Суммарное количество жидких про- дуктов и растворенного газа	Q	Q
Число компонентов синтез-газа	n	N
Число задаваемых значений количеств отдувки Концентрация компонентов в синтез- газе		M
н2	гН2	2 (1)
СО	гсо	Z(2)
		2(3)
со2	гсо2	Z(4)
сн4	гсн4	2(5)
Сь	гСз	Z (6), (Z (6) == 0)
Количество отдувки	V	V (J)
Начальное значение количества от-	—	VA
дувки
Задаемся значением Q, которое рекомендуется принимать
на 20—30 % больше WL, и начальным значением отдувки VA.
Для нахождения оптимального количества отдувки, которое
удовлетворяет требуемой концентрации СО и Н2 в циркулирую-
щем газе и не потребует чрезмерного расхода синтез-газа, вво-
дим коэффициенты C(J), умножая на которые начальное значе-
ние V = VA, можно менять количество отдувки V(J), Измене-
ние значения V (J) влияет главным образом на количество све-
жего синтез-газа B(J).
Первое значение коэффициента C(J) принимаем С(1)— 1,
число значений этого коэффициента М = 4—5, причем C(J) I.
Блок-схема расчета газового баланса приведена на рис. 1.10.
Расчет начинаем с определения V(J). Затем вычисляем ко-
личество свежего синтез-газа B(J), для чего рассчитываем чис-
литель и знаменатель уравнения 7:
г-1
1 + £ А (1)/(У (J) + Q/P (I)) - (GP - A (N))/(V (J) + Q/P (N))
в (J) =----!----:----------------------------------------—.
£ Z (I)/(V (J) + Q/P (i))
1
56
ввод N, M, VA, Q. G^p , г,, Аг KiH (W + L.!, C|r f
f=f/i
S2 - О
Vj = VA‘Cj
SI ^.1
SI ^SH R’N
Bj ^81/52
S1=S1-(Gnp ^^. + 0,.%}
S2 = S2 + T(s)
нет
да
HiN-1
 S=O
R(i) - A./fVj- ь 0/K;
I
I
yj-iSjZ^Aj^ + Q/Kj}
S“S + y;
5+ 1
да
N -1
нет

S4 —0
S3 = 0
i i
да
нет
G; = Q-S4
Z3____
Х-У/К;
Д == (w + L) — Gj
нет
нет
да
да
Да
Q“Cl-Qf
Д<0
нет
Q^Q + Qf
SL(i) ^Qxr
S4=SO ?L(i 1
Печать
Да
км
Нет
<4
Конец
J + 1
L^LM
Рис. 1.10. Блок-схема расчета газового баланса оксосинтеза
Цикл повторяем 5 раз, числитель обозначаем S1, а знаменатель
S2. К S1 добавляем шестой член
S1 = SI - (GP - A (N))/(V (J) + Q/P (N)).
После чего находим B(J):
в (J) = S1/S2.
Далее рассчитываем значения Y(I), Х(1) и G (J) = Q — S4.
Если значение Q выбрано верно, то G(J)=WL, Если нет,
необходимо найти соответствующее значение Q. Для этого ис-
пользуем цикл с итерациями по Q, вводя коэффициент F, рав-
ный примерно 0, 1. Q придаем значение:
Q == Q + F и* Q, если WL - G (J) > О,
или Q = Q — F * Q, если WL — G(J)<0.
На каждом следующем шаге коэффициент F делится на 2:
F = F/2. После достижения заданной точности печатаются ре-
зультаты расчета. Затем весь расчет повторяется для следую-
щего значения V(J).
Рекомендуется принять следующие значения C(J): С(1) == 1;
С (2) = 0,75; С(3) = 0,5; С(4) = 0,25.
Ввод исходных данных. В соответствии с форматом исход-
ные данные вводим следующим образом: N, М, A, Q, Р вводим
на одну перфокарту; значения Z(I), Р(1), А(1) для каждого
компонента вводим подряд на отдельную перфокарту [при этом
необходимо учесть, что Z(6) — 0];
каждое значение C(J) вводим на отдельную перфокарту, по-
скольку C(J) представляет собой массив;
значения WL и F вводим на одну перфокарту.
Листинг с программой и результаты расчета приведены
на с. 59—60.
К задачам 1.33 и 1.34. Количества продуктов реакции, а
также расход кислорода и НС1 определяем на основании урав-
нений образования продуктов реакции:
1)	ацетальдегида
С2н4+PdCl2 + H2O —> СНзСНО + Pd + 2НС1;
CuCl2
2НС1 + Pd-J-0,5О2 --> PdCl2 + Н2О;
(На образование 1 моль ацетальдегида расходуется 1 моль
этилена и 0,5 моль кислорода, а СнС12 в этом процессе является
переносчиком кислорода.)
2)	уксусной кислоты
С2Н44-О2 —> СНдСООН;
3)	диоксида углерода
С2Н4-|-ЗО3 —> 2СО2 + 2Н2О;
4)	щавелевой кислоты
2С3Щ4-5О2 —> 2(СООН)а + 2Н2О;
58
DIMENSION Z(20)zP(2rnzYC2O)zA(2O),X(2O)zSL(2O),R(2O)zT(2O)zB(2O
)ZG(2O)ZV(20),C(?0)
REA E> ( 5 ) N z M z V A z Q , G P
2 FOR MAT(12,12 z F8.2ZF8.2, F8.2 )
READ(5)(2(I),P(DZA(I),I = 1,N)
16 FOR MAT( F8.6, F3 . 4 , F8.3)
REA 0(5) ( C ( J ) ,J = 1,M)
17 F0RMAT(F5.3)
READ(5)WL,F
13 FORMAT (F8.2, F 5.3 )
J = 1
13 V(J)=VA*C(J)
36 1=1
S 1= 1
S2 = 0
3 R (I ) =A (I ) / ( V (J ) + Q/Р (I) )
£ 1=S 1+R (I)
5 T(I)=Z(I)/(V(J)+Q/P(I))
£2=S2*T(I)
1 = 1+ 1
IF (I-N+1)3,3Z4
A S 1 = 5 1-(GP-A(N))/(V(J)+Q/PIN))
6 B(J)=S 1/S2
1=1
s=o.
7 ¥(i)=(BCJ)*Z(I)-A(I))/(V(J)+Q/P(I))
S=S + Y (I)
1=1+1
IF (I-N + 1)7,7,8
В Y(N)=(GP-A (N)) / ( V IJ)+Q/P(N))
S=S+Y(N)
1=1
£3=0,
£4=0.
9 X11)=Y(I)/PI I)
S3 = S3+X(D
$L(I>«Q*XCD
£4=S4+SL(I)
1=1+1
IF (I-N)9,9,10
•10 G(J)=0-S4
L=1
C=WL-G(J)
IF (ABSU)-O. 1) 15,15,30
30 IF (L-1)31z31,32
3 1 IF (0)33, 15,35
32 F=F/2
GO TO 3 1
33 Q=Q-Q*F
34 L=L+1
GO TO 36
35 Q=Q+Q*F
GO TO 34
15 WRITE(?Z 11)B(J)ZV(J)ZGCJ)
11 FORMAT(2XZ’B(J)=’,FS.3,2XZ’V(J)=»ZF8.3Z2XZ»6(J)=*ZF8.3)
URITE(7,37)Q
37 FOR MATC2X,'Q = ’,F3.3)
WRITE (7,38)
38-- FORMAT (6 X,* PA СЧЕТ *, 1Xr* ГАЗ Q8 ОГ O', 1X, ' БАЛАНСА 1X, 'ЛРООЕС CA 1
Х;'ОКСОСИНТЕЗА*)
WRITE(7,22)
59
22 FORMAT(2X,'КОМПОНЕНТ’,3X,'Z(1)',5X,'A(I)',5X,'P(I)',5X,1Y(I)
,5X,’X(I)’,5X,'Q*X(I)')
WRITEC7, 12) (I,Z(I) ,A (I) ,P(I) ,Y(I).ZX(1) ZSL(1),I = 1,N>
12 FORMAT (4X, I2,5X,F8.6, 1X, F3.3, 1XZF8.5, 1X,F3 .6, 1X,F8.6, 1X,F8.3)
WR ITE (7,40)S , S3,S4
40 FORMAT(4X,'СУМ',3 1X,F8,6Z 1X,F3.6Z 1X,F8,3>
J =J + 1
IF (J-M) 13, 13, 14
14 STOP
EM 0 “°
’0003 RUN
8(J)=786.625	V(J)=300.000
Q = 56 1.576
G(J)=404.85 1
	РАСЧЕТ	ГАЗ 00 ОГО	БА ЛАНСА	ПРОЦЕССА ОКСОСИНТЕЗА
КОМП ОНЕНТ	Z ( I )		А С15	PCI?	Y < I)	X(I)	Q* X < I >
1	0.49 1300	18 5. 100	4.90000	0.48568 5 0.099 1 19 55.663
2	0.453000	167.400	3.60000	0.4 14350 0. 1 15097 64.636
3	0.047900	0.0	3.60000	0,08263 1 0.022953 12.890
4	0.006700	0.0	1. 00000	0.006 1 17 0.006 1 17	3.43 5
5	0.00 1 100	0.0	0.73000	0.000809 0.001109	0.623
6 СУМ	0.0	164. 100	0.30000	0.0 10406 0.03468 5 19.478 0.999998 0.279080 156.72
8 (J)=6 38.29 1 V(J) = 150.000	G(J>=404.453
0=563.145	*
PA СЧЕТ ГАЗОВОГО БА ЛАНСА ПРОЦЕССА ОКСОСИНТЕЗА
КОМПОНЕНТ 2(1) A(I) P(I> Y(I) X(l), Q*X(I>
I	0.49 1300 18 5. 100 4.90000 0.48 5009 0.098981 55.74 1
2	0.453000	167.400	3.60000	0.397305	0.110362	62,150
3	0.047900	0.0	3.60000	0.099776	0.027715	15.608
4	0.006700	0.0	1.00000	0.005997	0.005997	3.377
'5	0.00 1 100	0.0	0.73000	0.000762	0.00 1044	0.588
6	0.0	164. 100 0.30000 0.0 1 1 149 0.037 162 20.928
СУМ	0.999997 0.281262 158.391
B(J)=564.246 V(J)=75.000 G(J)=4 04.79 1
« = 56.4 . 13 7
РА СЧЕТ
КОМПОНЕНТ Z ( I )
ГАЗОВОГО БАЛАНСА ПРОМЕССА ОКСОСИНТЕЗА
A(I) Р< I ) Y СI> X(I) Q*X( I >
1
2
3
4
5
6
СУМ
0.49 1300
0.453000
0.047900
0.006700
0.00 1100.
0.0
18 5.100	4.90000	0.484479	0.098873	55.778
167.400	3.60000	0.380672	0.105742	59.653
0.0	3.60000	0. 1 16646	0.032402	18.279
0.0	1.00000	0.005915	0.005915	3.337
0,0	0.73000	0.000732	0.001003	0.566
164. 100	0.30000	0.0 1 1557	0.038 525	2 1.733
1.000001 0.282459
159.346
В CJ)=490.263 V ( J )=0.О GCJ >=4 04.76 9
0 = 565, 132
РАСЧЕТ ГАЗОВОГО БАЛА’НСА ПРОЦЕССА ОКСОСИНТЕЗА
КОМПОНЕНТ
1
2
3
4
5
6
СУМ
Z (.1 )
0.49 1300
а.453000
а.047900’
0.006700
0.001100
0.0
А СI >
18 5. 100
167.400
0.0
0.0
0.0
164, 100
PCI)
4.90000
3.60000
3.60000
1. 00000
0.73000
о.зооо’о
Y С I >
0.483522
0.348379
0. 149595
0.0053 12
0.000697
0.0 1 1997
1. 000002
Х(1)
0.098678
0.096772
0.04 1554
0.0053 12
0.000954
0.03999 1
0.23376 1
Q*X( I)
55.766
54.639
23.484
3.285
0.539
22.600
160.363
€0
5)	кротонового альдегида
2С2Н4 4- О2 —> СН3— СН=СН—СНО + Н2О;
6)	продуктов конденсации (условно считаем, что продукты
конденсации содержат около 36 % кислорода.)
7)	этилхлорида
С2Н4 + НС1 —> С2Н5С1;
8)	метилхлорида
С2Н4 + 2НС1 —> 2СН3С1;
9)	монохлорацетальдегида
С2Н4 + Оа + НС1 —С1СН2СНО + Н2О;
10)	дихлорацетальдегида
С2Н4+1,5О2 + 2НС1 —> С12СНСНО + 2Н3О;
11)	трихлорацетальдегида
С2Н4 + 2О2 + ЗНС1 —> С13ССНО + ЗН2О;
12)	хлороформа
С2Н4 + 2О2 + 6НС1 —2СНС13 + 4Н2О.
Количество превращенного этилена и загрузки определяем
по известной методике (см. решение, с. 105). Количество этилена
(кг/ч), превращенного в продукты реакции, определяем по урав-
нениям:
G* = G^PGZ/1OO, X сэ = GaP-
где G"p—количество превращенного этилена.
Исходя из стехиометрических уравнений реакции, определяем:
расход кислорода
°о, = °К"о2М.	а0, = Т^о,.
I	1
где — число молекул кислорода, вступившего в реакцию с I молекулой
этилена; Мэ> МО2 — молекулярные массы этилена и кислорода соответ-
ственно;
расход НС1
GHCl ~ °эПНС1^НС1АЧй
количество продуктов реакции
где т‘ — стехиометрический коэффициент расхода этилена на образование /-го
продукта; Mi—молекулярная масса продукта.
Расход воздуха на реакцию (в м3/ч) определяем из баланса
по кислороду:
теоретически необходимый объем кислорода (при нормаль-
ных условиях)
APq2 = С02 • 22,4/32 = 0,7 Gq2;
61
баланс но кислороду
И,;х'0> = Л1’о, + (Vn - AVOi) *0?
<f / //
где — объем подаваемого воздуха; хОз> хОа—концентрация кислорода в
поступающем и отработанном воздухе.
Решаем полученное уравнение относительно VB:
V =. XV 1~х°г
* а ^^02 f >f
ХО,~ХО.
При составлении баланса по кислороду не учтены газообраз-
ные продукты реакции в отработанном воздухе (СО2 и непревра-
щенный этилен), поскольку содержание их не превышает 0,5—
0,0 % (об.) и практически не влияет на количество воздуха.
К задаче 1.35. Уравнения реакций:
С3Н6+I,5O2-J-NH3 —> СН2=СН—GN 4-ЗН3О,	(1)
С3На + 2О2 + 2NH3 —> HCN + CH3CN -J- 4Н2О,	(2)
C3He + 0,5О2 + NH3 —> CH3CN + СН4 + Н2О,	(3>
С3Н6 4,5О2 —> ЗСО2 4“ ЗН2О,	(4)
С3Н6 + О2 —> СН2=СН— СНО 4- Н2О.	(5)
Находим количество нитрила акриловой кислоты (НАК), учиты-
* вая потери (кг/ч):
= О^АК-1000
qhak 2(1— П/100) ’
Находим стехиометрический коэффициент по реакции (1)|
ас = МНАК/МСзН(5 = 53/42 = 1,262 кг/кг.
Количество превращенного пропилена:
Gnp = (GHAK ’ 100)/(С 1“е) = (GHAK ’ 100)/( 1,262Ср
JVnp = Gnp/jWC3H6 = Gnp/42 кмоль/ч.
Количество пропилена в загрузке:
G3 = Gnp/K кг/ч
или	JV3 = G3/42 кмоль/ч.
Количество рециркулирующего пропилена (кг/ч):
Gpen = G3 • Опр.
Определяем количество аммиака, кислорода и водяного пара
(кг/ч);
GNH3 — 17Л/згеМН3’
Gq2 = ЗЗУз^Ог’
GB. л = 18WЗпв. п,
62
где MjsiHg’ пОг’ пв 'п — мольное соотношение аммиак : пропилен, кислород : про-
пилен, водяной пар : пропилен соответственно.
Введем следующие обозначения для количеств пропилена
в долях единицы, расходуемого на реакции 1—5 и на образова-
ние полимеров:
С1 — на образование НАК (по реакции I)
С2 — HCN + CH3CN (по реакции 2)
С3 — CH3CN + СН4 (по реакции 3)
С4 — СО2 (по реакции 4)
С5 - СНЙ = CH - СНО (по реакции 5)
Сб — на образование полимеров.
Находим расход реагентов с учетом стехиометрических урав-
нений реакций и относительных количеств пропилена, расходуе-
мого на каждую реакцию.
Расход аммиака:
= ^св (ci + 2С2 + сз) кмоль/ч;
GNH3 “ ^NH3 ‘ 17 кг/ч‘
Расход кислорода:
(% = Л^св (1,5С( + 2С2 + 0,5С3 + 4,5С4 + С5) кмоль/ч,
GO2 = 32ArO2 кг/ч-
Определяем количество продуктов реакции (в кг/ч):
количество НАК. задано в условии GhakJ
количество HCN, СН4, CH3CN, полимеров, СО2, акролеина,
воды (кг/ч):
GHCN =	*27’
GCH4 = ^свС3 * 16;
GCH3CN = Gcb (С2 + Сз) 41’>
Grr = GCBCS;
gco2 = gcb,3C4’44;
=j GCBC3 • 56;
GH2o = GCB (3C1 + 4C2 + c3 + 3C4 + c5) 18.
Определяем состав и количество пропиленовой фракции. Со-
ставляем материальный баланс реактора по методике, аналогич-
ной таковой для процесса дегидрирования «-бутана.
К задаче 1.36. Определяем производительность по полиэти-
лену, кг/ч:
Gn = Grn- 1000/Z.
Суммарные потери этилена, % (масс.):
П = Л, 4- П2 + п3.
Рассчитываем потоки, поступающие на компрессию I каскада
(рис. 1.11).
63
+ 05
1t
Рециркулирующий этилен низкого Давлений
-------*---------------------------------------------------1
j
<
I
Полиэтилен
Рис. 111. Блок-схема полиме-
ризации этилена под высоким
давлением:
I—блок компрессии I каскада;
2 — блок компрессии 11 каскада;
3 — реактор; 4 —- сепаратор высоко-
го давления; 5—сепаратор низкого
давления
Расход свежего этиле-
на с учетом потерь, кг/ч:
G" = Gn. 100/(100 -П),
Количество инертных примесей в свежем этилене, кг/ч:
G.p = G3EP-*V*-
Количество рециркулирующего этилена низкого давления (кг/ч)
составляет приблизительно 25 % от количества получаемого по-
лиэтилена:
(?PeI* = 0,25Gn.
Количество рециркулирующего этилена низкого давления
можно рассчитать более точно путем определения доли отгона
в сепараторе низкого давления.
Для определения расхода кислорода 6оа необходимо опреде-
лить расход этилена в реактор (кг/ч):
ЮО/К,
где К — конверсия этилена, %.
Тогда расход кислорода (в кг/ч):
°Ог °эЛОг-
Всего на компрессию I каскада поступает (кг/ч):
= G-+ Gnp + G₽e« + GO2.
Выходит после компрессии I каскада (в кг/ч):
СГ = °*' + G„p + °?.™ + Go, ~ да °?° =
= °-'а (1 - w) + % + °S‘“ + °о,-
Общее количество 100%-ного этилена, поступающего в реактор
из компрессора II каскада, — G3.
Количество рециркулирующего этилена высокого давления
(кг/ч):
GM^G — fGCB-и (?Реч — Л1_ GCB'l
э	(Дэ П" ^н. д iQQ , J 
Содержание инертных примесей в рециркулирующем газе, кг/ч:
G^(Gr/C90~<P7
€4
На компрессию II каскада поступает (кг/ч):
из компрессора I каскада
ШО*) + СпР + сн!д + со2;

рециркулирующего этилена Сэец;
рециркулирующих инертных примесей Gnp.
Всего:

Выходит после полимеризации и дросселирования (кг/ч):
полиэтилена G'= Gn + GgB;
рециркулирующего этилена и. д.
потери этилена в системе высокого давления -p^-Ga3;
потери инертных примесей в системе высокого давления
100
1 — хрец
св 1 пр .
Э „рец ’
рециркулирующего этилена в.д. G,eu;
рециркулирующих инертных примесеи &5Р ;
формальдегида 0,056Go2;
неучтенный расход кислорода ЛО2.
Всего:
п 4- П	П 1 _____хрец
G™* =	+ Gpe* +	3 GgB +	+ Gpe“ ч- Gnp +
н, д 100 э {00	*рец	Э ПР
+ 0,056GO2 + ДОг.
Свежий этилен, поступающий на полимеризацию, содержит
незначительное количество инертных примесей (не более 0,1 %).
Однако в процессе рециркуляции непревращенного этилена при-
меси неизбежно будут накапливаться, поэтому их необходимо
выводить из системы. Это происходит естественным путем за
счет потерь рециркулирующего этилена в системе высокого дав-
ления через неплотности оборудования.
При правильном составлении материального баланса должно
соблюдаться равенство
— Gf
100
. урец
рец
пр
К задаче 1.37. Полимеризацию этилена проводят в растворе
бензина. Часть этилена, не вступившего в реакцию, рециркули-
руют с целью отвода тепла. В связи с этим инертные примеси,
поступающие с этиленом, удаляют с отдуваемым циркулирую-
щим газом.
3 Зак. 436
65
Количество полиэтилена, кг/ч:
б' = Огп • 1000/Z.
Количество полиэтилена с учетом потерь, кг/ч:
Количество низкомолекулярного полиэтилена, кг/ч:
Сн.п = <Пн.п/10°-
Расход 100 %-кого этилена на реакцию, кг/ч:
л =	+	г.-
Количество отдуваемого газа находим из газового баланса
(см. задачу 1.24). Поскольку давление в системе низкое, коли-
чеством растворенного циркулирующего этилена пренебрегаем.
Количество подлежащего отдувке газа:
у = Д(1 -х)/(х-^).
Размерность А и V может быть кг/ч, кмоль/ч или м3/ч соот-
ветственно, для расчета следует использовать х и у, выражен-
ные в массовых или мольных долях.
Из последнего уравнения видно, что количество отдуваемого
газа возрастает с уменьшением начальной концентрации этилена
х и повышением концентрации этилена в циркулирующем газе у.
Количество отдуваемого 100 °/о-ного этилена:
*с2н4 = Уу-
Количество отдуваемых примесей, кг/ч:
= V - FC2H4-
Суммарное количество свежего технического этилена, кг/ч:
В= (4-J- Vy)/x.
Расход растворителя (бензина) находим, исходя из допусти-
мой концентрации полиэтилена сп (кг/м3) в суспензии.
Расход бензина, кг/ч:
(7б == бдР/Сд,
где р— плотность бензина.
Расход катализаторов TiCl4 и ТЭА, кг/ч:
G' = Gna/100.
Количество растворов TiCl4 и ТЭА, кг/ч:
^TiCl4 = GTiCI4 ’ 10°/Ск>
^ТЭА = ^ТЭА ’ WrK.
66
Составляем сводный материальный баланс:
Приход, кг/ч:
Этилен, 100%-ный
Инертные примеси
Бензин
Раствор TiCU в бензине
Раствор ТЭА в бензине
Всего . . .
Расход, кг/ч:
Полиэтилен
Низкомолекулярный полиэтилен
Отдуваемый этилен
Отдуваемые примеси
Бензин
Катализатор
Всего . , .
Вх
Gnp = -В (1 х)
G&
GTiCI4
GT3A
В + G6 + 0TiC14 + GT3A
Gn
Gjt, n
Vy
^np
G6 + GT3A (1 ~ хтэа) + GTlC14 (1 —
“ xTiCl4)
GT3ACk + GTiCUCK
Gn + GH.n + ^ + Vnp + G6 +
+ GTiCu+ GT3A
Примеры решений
Задача 1.7. Производительность по этилену с учетом потерь:
(Z = G;' (I + П) = 600 000 (1 + 0,04) = 624 000 т/год.
v j	7
Производительность с учетом глубины отбора этилена от потенциального со-
держания:
G = G„ /ГО = 624 000/0,98 = 636 480 т/год.
2	*1'
Часовой расход этилена;
G = G^ • 1000/Z = 636 480 • 1000/7920 = 80 364 кг/ч.
Конверсия этана:
К = 1 - Лт, = 1 - 0,372 = 0,628.
Часовой расход бензина;
G6 = 6Э/[АЭ1 + (*ЭТ/КЭТ) X9J = 80 364/(0,275 + (0,041/0,628) 0,476] «
= 262 540 кг/ч.
Часовая загрузка этановой печи:
Сэт=Сб^эт/Кэт = 262540-0,041/0,628= 17 140 кг/ч.
Разлагается этана:
СРазл=ОэтКэт = 17 140-0,628= 10 764 кг/ч.
<31	ч7 1 ч7 4
Рециркулирующее количество этана:
О^ц = 17 140 - 10 764 = 6376 кг/ч.
«7 J
Составляем материальный баланс разложения, рассчитывая сначала количе-
ства продуктов пиролиза бензина и этана отдельно, а затем суммируя их
3*
W
Таблица 1.3. Материальный баланс разложения
Компонент	Вензин		Этан		Всего		Выход в расчете на бензин, % (масс.)
	кг/ч	% идасс,)	кг/ч	% (масс.)	кг/ч	% (масс,)	
Взято
Сырье	262540,0	93,9	17140,0	6,1	279680,0	100,0	
		По	лучено				
н2	2231,6	0,85	599,9	3,5	2831,5	1,0	1,1
сн4	41481,3	15,80	857,0	5,0	42338,3	15,2	1’6,1
со + СО2 ч- H2s	262,5	0,1	85,7	0,5	348,2	0,1	0,1
С2Н2	1050,2	0,4	85,7	0,5	1135,9	0,4	0,4
с2н4	72198,5	27,5	8158,7	47,6	80357,2	28,7	30,6
с2на	10764,1	4,1	6376,1	37,2	17140,2	6,1	
СзН4	787,6	0,3	50,0	0,0	787,6	0,3	0,3
с3нв	34130,2	13,0	154,3	0,9	34284,5	12,3	13,1
с3н8	1444,0	0,55	17,1	0,1	1461,1	0,5	0,6
ОД	11026,7	4,2	205,7	1,2	11232,4	4,0	4,3
С4Н3	8138,7	3,1	51,4	0,3	8190,1	2,9	3,1
С4Н10	1050,2	0,4	17,1	0,1	1067,3	0,4	0,4
С3 - 200 °C	60909,3	23,2	531,3	3,1	61440,6	22,0	23,4
Тяжелая смола	16802,6	6,4	0,0	0,0	16802,6	6,0	6,4
Кокс	262,5	0,1	0,0	0,0	262,5	0,1	0,1
Итого . . .	262540,0	100,0	17140,0	100,0	279680,0	100,0	100,0
(табл. 1.3). Затем по полученным данным определяем выход продуктов реак-
ции в расчете на смесь этана и бензина и в расчете на бензин.
Задача 1.8. Количество этилена:

где (7лр — количество пропана, поступающего в печь, кг/ч; Хэ — выход эти-
лена при пиролизе пропана, масс. доли.
Количество этана, образующегося из бензина и пропана:
^эт1, 3 =	+ Спр^эт3’	2
где Хэт$ —- выход этана при пиролизе пропана, масс. доли.
Количество пропана, образующегося из бензина (выход пропана из этана пре-
небрежимо мал, 0,1 %):
С?пр = ОбХпр.	3
Загрузка печи этаном и пропаном:
о„ = (ОЛ,, + o„p^„s)/K„
Gnp — GgXnp/Кпр,
4
5
где Кпр — конверсия пропана.
Подставляем уравнение 5 в уравнение 4:
06х„, + (0б^прД:эт,)/КПр
Количество этилена;
= V» +
^б^этЛлр	эт3 „
кЖГ 32
б^пр
Кпр
68
или
Отсюда
Конверсия пропана:
К = (100 ~ 8,10)/100 == 0,919.
Загрузка бензиновых печей:
Г	0’041-°’919 + 0’0055,0’081 П Д7Й »
Сб = 80 364/ (0,275 +---------оЖ^919-------------°’47® +
+ ЛГ5ПГ °’362') “ 260 443 кг/ч'
Выход этилена:
Хэ = £?э • 100/С?б = 80 364.100/260 443 — 30,9% (масс.)
Загрузка этановой печи:
Оэт == f 260 443 • 0,041 + 0,°°п ni g0,81 V0-628 = 17204-7 кг^
Загрузка по пропану;
Gnp = 260 443 • 0,0055 « 1432 кг/ч.
Материальный баланс составляется аналогично задаче 1.7,
Задача 1,9. Производительность по этилену с учетом потерь:
G3i =	(1 + П) = 450 000 (1 + 0,045) = 470 250 т/год.
Производительность с учетом глубины отбора этилена от потенциального
содержания:
= бЭ]/ГО = 470 250/0,98 = 479 847 т/год.
Часовое количество этилена:
СЭ=СЭ! • 1000/Z ==» 479 847- 1000/7800 = 61 519 кг/ч.
Конверсия этана;
К = I - Уэт = 1 - 0,372 = 0,628
Часовой расход газойля:
/(	°’036А
G-VK+тг>6'5|9/(адз+ож)=2И 110
Часовая загрузка этановой печи:
G3T = С2ХЭТ/КЭТ = 214 110- 0,036/0,628 = 12 274 кг/ч.
Разлагается этана:
G₽a3JI = G К = 12 274 - 0,628 = 7708 кг/ч.
St I	1
Количество рециркулирующего этана:
G^u = 12 274 - 7708 = 4566 кг/ч.
Составляем материальный баланс (см. задачу 1.7, табл. 1.3).
Задача 1.10. Производительность установки по бензину без учета потерь:
G6 = Ga • 100/Хэ = 450 000 • 100/0,275 = 1 636 363 т/год.
69
Количество основных продуктов пиролиза бензина:
пропилена
Gn = G6XII/100 = 1 636363- 13/100 = 212 727 т/год;
бутенов
G6yT= G6X6yT/100 = 1 636 363 • 3,1/100 = 50 727 т/год;
бутадиена
<?бд = G6JW100 = 1 636 363 • 4,2/100 = 68 727 т/год.
Производительность установки инициированного пиролиза бензина без учета
потерь;
Gg == Ga • 100/X" =« 450 000 • 100/40,2 = 1 119 403 т/год.
Количество продуктов инициированного пиролиза:
пропилена
G" = GgX"/100 = 1 119 403 - 11,3/100 = 126 493 т/год;
бутенов
GgyT = G “Хбут/100 = 1 119 403 • 2,4/100 = 26 865 т/год;
бутадиена
G6fl = G6X6a/100= 1 119 403 • 4,5/100 = 50 373 т/год.
Суммарное количество целевых продуктов:
термического пиролиза.782 181 т/год;
инициированного пиролиза 653 731 т/год.
Количество целевых продуктов на 1 т сырья:
термического пиролиза
782 181 - 1000/1 636 363 = 478 кг/т;
инициированного пиролиза
653 731 • 1000/1 119 403 = 584 кг/т.
Таким образом, введение инициатора позволяет уменьшить расход сырья
па 1 т этилена в 1,46 раз и увеличить количество целевых продуктов на 1 т
сырья в 1,22 раза.
Задача 1.11. При расчете расхода бензола и пропилена необходимо
учесть, что гексены образуются только из пропилена. Этилбензол (ЭБ) и бу-
тилбензол (ББ) образуются за счет реакций диспропорционирования, посколь-
ку пропиленовая фракция не содержит этилена и бутенов. Поэтому перво-
начальным алкилирующим агентом является только пропилен.
Расход бензола на образование 100 кг продуктов реакции:
1,	На образование гексенов бензол не расходуется.
2.	На образование этилбензола:
С6Нв + 2/3СаНв —> CSH5C2H5
78	2/3-42	106
G62= 1,00-78/106 = 0,74 кг/100 кг;
3.	На образование изопропилбензола:
СеН6+С3Н0 — > С6Н5С3Н7
78	42	120
G6j = 97-78/120 = 63,05 кг/100 кг;
4,	На образование н-пропилбензола:
0,06• 78/120 = 0,04 кг/100 кг^
5.	На образование бутилбензола:
CgHg + ‘’/зСзНе —> CSH5C4H9
78	V3-42	134
G6 = 1,3 • 78/134 = 0,76 кг/100 кг.
6.	На образование диалкилбензолов:
Cf>Hg 4- 2C3HS —> СбН4(СэН7)2
78	2-42	162
GA =0,04-78/162 = 0,02 кг/100 кг;
7.	На образование тетраалкилбензолов:
С6Н6 4С3Н3 —► С6Н2(С3Н7)4
78	4-42	246
G6? = 0,16 • 78/246 = 0,05 кг/100 кг.
8.	Смола образуется только из пропилена.
Всего расходуется бензола:
GgP = 0,74 4 63,05 + 0,04 + 0,76 4 0,02 4 0,05 = 64,55 кг/100 кг-
Расход пропилена на образование:
гексенов
ОП[ =0,24 кг/100 кг;
этилбензола
бП2 = 1,00-28/106 = 0,26 кг/100 кг;
изопропилбензола
G =97-42/120 = 33,95 кг/100 кг;
*1 hJ
н-пропилбензола
Gn4 = 0,06-42/120 = 0,02 кг/100 кг;
бутилбензола
СП5= 1,3-56/134 = 0,54 кг/100 кг;
диалкилбензолов
G„ =0,04.84/162 = 0,02 кг/100 кг;
П6
тетраалкилбензолов
Gn? =0,16-68/246 = 0,1! кг/100 кг;
смолы
Gn0 = O,2 кг/100 кг.
Всего расходуется пропилена:
G£P = о,24 4- 0,26 4 33,95 4 0,02 4 0,54 4 0,02 4 0,11 4 0,2 = 35,34 кг/100 кг.
Расход бензола на 1 т ИПБ:
а6 = 64,55 • 1000/97 = 665,5 кг/т,
где 97 — содержание ИПБ в продуктах реакции.
Расход пропилена на 1 т ИПБ:
аи = 35,34 • 1000/97 = 364,3 кг/т.
71
Бензол и пропилен расходуются также на восполнение потерь. Расход-
ные коэффициенты бензола и пропилена с учетом потерь:
aQ =	4- Пб = 665,5 + 29,5 = 695,0 кг/т;
ап = а'п + Пп = 364,3 + 14,7 = 379,0 кг/т.
Задача 1.12. Часовая производительность установки по изопропилбензолу
(ИПБ):
ОИПБ = (?^ПБ • 1000/Z = 120 000- 1000/8400= 14285,7 кг/ч.
Расчет ведем на 100 %-ный ИПБ:
часовой расход бензола:
G' = йбСИПБ = 695  14285,7/1000 = 9928,6 кг/ч.
часовой расход пропилена;
СС3н6 = аС3н6°ипБ = 379. 14285,7/1000 = 5414,3 кг/ч.
часовой расход пропилена с учетом его конверсии:
0С,Н„ = Сед/Ксн, = 54 > 4.3/0.963 = 5622.3 кг/ч.
Состав и количество пропиленовой фракции:
Компонент	масс, доли	кг/ч
с2нв	0,005	28,4
с3нв	0,990	5622,3
с3н8	0,005	28,4
Всего . . .	1,000	5679,0
Количество бензольной шихты, поступающей на алкилирование:
G6 в <7С3нвпМб/Л1СаН, = 5622 ‘ 3 ‘ 3,78/42 = 31324,0 кг/ч.
Конверсия бензола:
Кб = Gg • 100/G6 = 9928,6 • 100/31 324 = 31,7% (масс.).
Количество свежего бензола, кг/ч:
GgB = 9928,6 кг/ч.
Количество циркулирующего бензола (в расчете на 100 %-ный);
G6 = ° 6 “ G6S =” 31324,0 - 9928,6 = 21395,4 кг/ч.
Количество циркулирующего бензола с учетом примесей:
G“ = 21395,4/0,995 = 21502,5 кг/ч.
Состав и количество циркулирующего бензола:
	кг/ч	% (масс.)
Бензол	21395,4	99,50
Этилбензол	2,1	0,01
Изопропилбензол	105,4	0,49
Всего . , .	21502,9	100,0
72
Состав и количество бензольной шихты;
	кг/ч	% (масс.)
Бензол	31324,0	99,66
Этилбензол	2,1	0,01
Изопропилбензол	105,4	0,33
Всего . . .	31431,5	100,00
Расход катализатора AICI3:
GK = акат(?ИПБ/1000 =6 • 14285,7/1000 == 85,7 кг/ч.
Количество катализаторного комплекса;
GK к = GK • 100/х£ к = 85,7  100/15 = 571,3 кг/ч.
В том числе количество промотора C2H5CI:
Gnp = Ск*пр = 85,7 • 0,2 = 17,1 кг/ч.
Количество образующегося хлороводорода:
С2Н5С1 + С6Н6 —> С6Н5С2Н5 + НС1
64,5	78	106	36,5
GHC1 = Gnp*WWnp = 17>1 • 36,5/64,5 = 9,7 кг/ч.
Количество образующего этилбензола:
ОЭБ = (17,1 - 9,7) 106/28 = 28,0 кг/ч.
Gk + GHC1 +	= 85,7 + 9,7 + 28,0 = 123,4 кг/ч.
Суммарное количество бензола и полиалкилбензолов;
Сб+ПАБ = 571,3 - 123,4 = 447,9 кг/ч.
Количество бензола;
G% * = 437 • 1,8/( 1 + 1,8) = 288,0 кг/ч.
Количество полиалкилбензолов:
СПАБ = 447-9 “ 288,0 “ 159,9 кг/ч.
Состав и количество катализаторного комплекса;
	кг/ч	% (масс.)
А1С13	85,7	15,0
НС1	9,7	1,7
Эилбензол	28,0	4,9
Бензол	288,0	50,4
Полиалкилбензолы	159,9	28,0
Всего . . .	571,3	100,0
Количество циркулирующих диалкилбензолов:
Сдаб = 31431,5 -0,142 = 4467,9 кг/ч
Состав и количество фракции ДАБ, поступающих в алкилатор;
	кг/ч	% (масс.)
Бензол	503,1	10,0
Диалкилбензолы	4467,9	88,8
Бутилбензол	20,1	0,4
Смола	40,3	0,8
Всего . , .	5031,4	100,0
73
Задача 1,13. Количество образующихся побочных продуктов:
гексенов
0,24 • 14285,7/(100 • 0,97) = 35,3 кг/ч;
этилбензола
2 • 14285,7/(100 -0,97) = 147,3 кг/ч;
н-пропилбензола
0,06- 14285,7/(100 • 0,97) = 8,6 кг/ч;
бутилбензола
1,3- 14285,7/(100-0,97) = 191,5 кг/ч;
диалкилбензолов
0,04- 14285,7/(100-0,97) =5,9 кг/ч-
тетраалкилбензолов
0,17- 14285,7/(100-0,97) =25,0 кг/ч;
смолы
0,2- 14285,7/(100*0,97) = 29,5 кг/ч.
Всего побочных продуктов;	Gn, п = 443,1 кг/ч.		
Составляем материальный баланс		алкилатора:	
Входит	кг/ч	Выходит	кг/ч
Бензольная шихта	31431,5	Изопропилбензол	14285,7
в том числе:		Побочные продукты	443,1
бензол	31324,0	в том числе:	
этилбензол	2,1	гексены	35,3
изопропилбензол	105,4	этилбензол	147,3
Фракция циркулирующих	5031,4	н-пропилбензол	8,6
ди алкил бензолов		этилбензол	191,5
в том числе:		диалкилбензолы	5,9
бензол	503,1	тетраалкилбензолы	25,0
диалкилбензолы	4467,9	смола	29,5
бутилбензол	20,1	Фракция циркулирующих	5031,4
смола	40,3	диалкилбензолов	
Пропиленовая фракция	5679,3	в том числе:	
в том числе:		бензол	503,1
этан	28,4	диалкилбензолы	4467,9
пропилен	5622,3	бутилбензол	20,1
пропан	28,4	смола	40,3
Катализаторный ком-	571,3	Катализаторный	ком*	571,3
плекс		плекс	
в том числе:		в том числе:	
хлорид алюминия	85,7	хлорид алюминия	85,7
хлороводород	9,7	хлороводород	9,7
этилбензол	28,0	этилбензол	28,0
бензол	288,0	бензол	288,0
полиалкилбензолы	159,9	полиалкилбензолы	159,9
———-  "		Пропиленовая фракция	264,8
Всего: . . .	42713,2	в том числе:	
		этан	28,4
		пропилен	208,0
		пропан	28,4
		Циркулирующий бензол	21502,9
		в том числе:	
		бензол	21395,4
		этилбензол	2,1
		изопропилбензол	105,4
		Потери	614,0
See го . . ,	42713,2
74
Задача 1.14. Количество свежего бутана;
G“ = aGr = 2,15 • 130 000 = 280 000 т/год.
GCB = G[n • 1000/Z = 280 000 • 1000/8000 = 35 000 кг/ч.
Общая загрузка реактора по фракции н-С4:
G3 = GCB • 100/К = 35 000 • 100/46,7 = 74946,5 кг/ч.
Количество рециркулирующего н-С4Ню:
Gpe” = G3 - GCB = 74946,5 - 35 000 = 39946,5 кг/ч.
Состав и количество свежей бутановой фракции:
Компоненты	кг/ч	% (масс.)	кмоль/ч
изо-С4Н10	212,1	0,6	3,66
н-С$Ню	35000,0	99,0	603,40
С& и выше	141,4	0,4	1,96
Всего . . .	35353,5	100,0	609,02
Состав и количество рециркулирующей бутановой фракции;
Компоненты	кг/ч	% (масс.)	кмоль/ч
С3Н8	214,5	0,5	4.6
н-С4На	2145,4	5,0	36,4
пзо-С^Ню	429,1	1,0	7,0
н-С4Н10	39946,5	93,1	653,6
С5 и выше	171,6	0,4	2,3
Всего . . .	42907,1	100,0	703,5
Состав и количество загрузки (сумма свежей и рециркулирующей фрак
ций):			
Компоненты	кг/ч	% (масс.)	кмоль/ч
С3н8	214,5	0,27	4,9
«-С4Н8	2145,5	2,74	38,3
изо-С4Н10	641,2	0,82	11,4
H-C4H1 Q	74946,5	95,77	1292,2
С5 и выше	313,0	0,40	4,5
Всего . , •	78260,6	100,0	1313,0
Количество разложившихся и неразложившихся компонентов сырья, кг/ч:
н-Бутены изо-Бутан и-Бутан		Разложилось 2145,4-0,5= 1072,7 641,2-0,59 = 378,3 74946,5-0,467 =35000,0		Не разложилось 2145,4-1072,7 = 1072,7 641,2—378,3 = 262,9 74946,5—35000,0 = 39946,5	
		Всего, . .	36451,0	Всего > . .	412821,0
Состав	и количество продуктов разложения:				
	кг/ч	% (масс.)		кг/ч	% (масс.)
Н2	1312,2	2,6	С4Не	2041,3	5,6
СН4	1130,0	3,1	wao-C4H3	911,3	2,5
с2н4	911,3	2,5	Н“ СдНд	24640,8	67,6
с2н6	729,0	2,0	C5 и выше	1202,9		3,3
	1530,9	4,2	С в СО2	473,9	1,3
с3и8	а 130,0	3,1	Кокс	437,4	1,2
			В с е г	о . . . 36451,0	100,0
75
Таблица 1.4. Материальный баланс разложения (кг/ч)
Компонент	Загрузка	Не разло- жилось	Продукты разло- жения	Выходя* щие продукты	Контакт- ный газ
Водород	-		1312,2	1312,2	1312,2
Метан		 	1130,0	1130,0	1130,0
Этилен		——.	911,3	911,3	911,3
Этан		  	799,0	799,0	799,0
Пропилен	| г '	—	1530,9	1530,9	1530,9
Пропан	214,5	214,5	1130,0	1344,5	1344,5
Бутадиен-1,3	 	—	2041,3	2041,3	2041,3
Изобутилен	—		911,3	911,3	911,3
н-Бутены	2145,4	1072,7	24640,8	25713,5	25713,5
Изобутан	641,2	262,9	—<	904,1	904,1
н-Бутан	74946,5	39946,5	1	39946,5	39946,5
Углеводороды С6 и выше	313,0	313,0	1202,9	1515,9	1515,9
СО2	•	 	—		1737,6
n2		—		—	1956,5
Углерод в СО2		—	473,9	473,9	—-
Кокс	1 —	1		437,4	437,4	1	
Всего ...	78260,6	41809,6	36451,0	78260,6	78777,2
Составляем материальный баланс разложения. Для определения количе-
ства контактного газа рассчитываем количество азота, подаваемого в десор-
бер реактора:
GN2 = GfaJ 100 = 74946,5 • 2,5/100 = 1873,7 кг/ч.
Количество диоксида углерода;
°сог^сСвСоЛсо2/^с = 455*44/12 = 1668-3 ^/ч.
Из рассчитанного количества диоксида углерода вычитаем количество кокса,
поскольку он откладывается на катализаторе. Состав и количество контакт-
ного газа приведены в табл. 1.4.
Составляем материальный баланс разложения (табл. 1.4),
Задача 1.15, Определяем количество бутадиена.
G'=с£. 1000/Z = 180000.1000/8160 = 22058,8 кг/ч.
Учитывая потери:
G6 = G'6 (100 + П)/100 = 22058,8 (100 + 5)/100 = 23161,8 кг/ч.
Загрузка реактора:
G3 = G6  100/В = 23161,8 • 100/21 = 110 294,1 кг/ч.
Количество загрузки с учетом примесей:
G^= G3- 100/xH<4He = 110294,1 . 100/78,2 = 141041,0 кг/ч.
76
Состав и количество бутеновой фракции:
Компоненты	1	ft (масс.)	кг/ч	кмоль/ч
с3н8	0,1	141,0	3,20
С4нв	0,8	1128,3	20,89
изо-С4НЙ	7,0	9872,9	176,30
н-С4Ня	78,2	110294,1	1969,54
	13,2	18617,4	321,0
С6 и выше	0,7	987,3	13,71
Всего, . .	100.0	141041,0	2504,64
Количество разложившегося и неразложившегося сырья, кг/ч:
Бутадиен изо-Бутилен н-Бутены Бутан		Разложилось 1128,3 • 0,4 = 451,3 9872,9-0,02 = 197,5		Не разложилось 1128 3-451,3 = 677,0 9872,9-197,5 = 9675,4 110294,1-23161,8 = 87132,3 18617,4—186,2 = 18431,2
		110294,1 -0,21 18617,4-0,01	= 23161,8 = 186,2	
	в	сего. . .	23996,8	Всего... 115915,9
Состав и количество продуктов разложения:				
Компонент	% (массЛ	кг/ч		Компонент	(масс.)	кг/ч
н2	3,5	839,9	с3н8	0,5	120,0
сн4	2,5	599,9	с4нй	77,3	18549,5
С2Н4	1,6	384,0	Сд и выше	2.6	623,9
с2нв	0,6	144,0	С в СО2	8,0	1919,7
с3не	2,0	479,9	Кокс	1,4	336,0
			Всего	. . . 100,0	23996,8
Расход водяного пара на разбавление:
(7В п = Artc4HBn ‘ 18 = 1969,54- И • 18 = 389968,9 кг/ч.
Количество прореагировавшей воды:
GHaO = Gc в С02.18 • 2/12 = 1919,7 • 18 • 2/12 = 5759,1 кг/ч.
Количество образовавшегося водорода: '
GHa = GH2O-2/18 = 5759,1 -2/18 = 639,9 кг/ч.
Количество СО2:
Ссо2 = Gc в со2 ‘ 44/12 = 1919-7 44712 = 7038’9 кг/4-
Количество кислорода в СО2.
°о2 = Gco2 ~ Gc в со2 = 7038-9 ~ 1919-7 = 51 >9-2 кг/4-
Материальный баланс разложения (табл. 1.5).
Задача 1.16. Определяем часовую производительность установки;
G = Gr - 1000/Z = 60 000 • 1000/7800 = 7500 кг/ч.
Вычисляем расходный коэффициент по бутенам на 1 т бутадиена:
селективность
С' = СМС4Нб/Л1С4Нв = 93,8 • 54/56 = 90,45% (масс.);
расходный коэффициент без учета потерь
дс = 100/90,45 = 1,106 т/т;
77
Таблица 1.5. Материальный баланс разложения (кг/ч)
Компонент	Загрузка (сырье 4" вода)	Не разложи- лось сырья	Продукты разложения сырья и воды	Контактный газ (4-кокс)
Н2			1479,8	1475,8
сн4	Мча		599,9	599,9
С2Н4	——	—	384,0	384,0
с2нв			144,0	144,0
СзНд	—**	1 1 	479,9	479,9
с3н8	141,0	141,0	120,0	261,0
С4н6	1128,3	677,0	18549,5	19226,5
изо- СчНв	9872,9	9675,4	4*^4	9675,4
к-С4Н8	110294,1	87132,3	—»	87132,3
С4Н1О	18617,4	18431,2		18431,2
С5 и выше	987,3	987,3	623,9	1611,2
со2	—	—	——	7038,9
С в СО2	—	 '	1919,7	р 1
О2 в СО2	1		1	1	5119,2	—
н2о	5759,1	—	—	
Кокс	км		336,0	336,0
Всего ...	146800,1	117044,2	29755,9	146800,1
расходный коэффициент с учетом механических потерь
ап = 1,106 (1 4- 0,02) = 1,1277 т/т;
расходный коэффициент с учетом степени извлечения
а = 1,1277/(0,97  0,96) =1,21 т/т или кг/кг.
Расход бутенов на реакцию:
СсР,н8 = 7500-1.21 9075 кг/ч.
Количество загрузки;
G3 = GgPHii/K = 9075/0,777 = 11679,5 кг/ч.
Зная состав загрузки, находим состав и количество технической загрузки:
(?з = 0з . Ю0/хк.С4Н8 = 11679,5 * 100/92,2 = 12667,6 кг/ч.
Состав и количество компонентов технической загрузки:
	кг/ч	% (масс,)
С4На	50,7	0.4
«ЗО-СлНа	38,0	оз
H-CiHe	11679,5	92,2
С4Н10	823,4	6,5
С5Н12	76,0	0,6
Всего. . . 12667,6	100,0
78
Количество разложенного сырья, кг/ч:
Бутадиен н-Бутены «-Бутан	Разложилось 50,7 • 0,667 = 33,8 11679,5-0,77 = 9000,0 823,4-0,05 = 41,2		Не разложилось 50,7—33,8 — 16,9 11679,5—9000,0 = 2679,6 823,4-41,2 = 782,2	
	Всего. . .	9075,0	Всего, . .	3478,6
Состав и количество	продуктов разложения: В расчете на (Cd-H) кг/ч	% (масс.)		С учетом О? кг/ч	Количество кг/ч
сн4	0,9	0,01	0,9	
С в СО	27,2	0,30		—
С в СОг	345,7	3,81	— —	—
с2	27,1	0,30	27,1	—
Сз	18,2	0,20	18,2	» 
С4Н6	8185,7	90,20	8185,7	
СНо=СН-С = СН	18,2		0,20	18,2	—
сЕн12	25,4	0,28	25,4	—
СН3СОСН3	9,1	0,10	12,7	3,6
С4Н4О	27,2	0,30	35,6	8,4
СН2=СН-СНО	7,3	0,08	10,2	2,9
НСНО	6,4	0,07	13,7	7,3
Н2 в Н2О	376,6	4,15	•	
СО	—	—	63,5	36,3
со3	—	—	1267,6	921,9
нго	<		3389,4	3012,8
Всего. . .	9075,0 Количество кислорода:		100,00 3993,2/32 =	13068,2 124,78 кмоль/ч.	3993,2
Количество бутенов:
*К-С4Н8 =°К-С4Н5/Л1С4НВ^ 11679,5/56 = 208,56 кмоль/ч.
Мольное соотношение О2: м-С4На:
п02 = 124,78/208,56 = 0,60.
Количество воздуха, подаваемого в реактор:
GB = GO2/0,232 = 3993,2/0,232 = 17212,1 кг/ч.
Количество азота, подаваемое с воздухом:
GN2= 17212,1 - 3993,2= 13218,9 кг/ч.
Количество воды, подаваемой на разбавление, кмоль/ч:
^H2o =* ^н-С4н8пН2о — 208>56 • 16 = 3336,96 кмоль/ч,
GP 20 = 3336,96 - 18 = 60065,3 кг/ч.
Материальный баланс разложения (табл. 1.6).
Задача 1.17. Часовая производительность по бутадиену;
О = 120 000 • 1000/8200 = 14634,1 кг/ч.
Количество свежего н-бутана;
G£bC4Hio = Ga = 14634,1 • 2,05 = 30 000 кг/ч.
79
Таблица 1.6. Материальный баланс разложения н-бутенов (кг/ч)
Компонент	Загрузка	Не разло' жилось	Продукты разложения (с учетом О^;	Контактный газ
сн<			0,9	0,9
са			27,1	27,1
с3		—•	18,2	18,2
с4н8	50,7	0,0	8185,7	8185,7
«зо-С4На	38,0	38,0		38,0
«-С4Н8	11679,5	2696,4		2604,5
С4Н10	823,4	782,2		782,2
сн2=сн—с=сн	—	—	18,2	18,2
с6н12	76,0	76,0	101,4	101,4
СНзСОСНз	 III»	 '	12,7	12,7
С4Н4О		—	35,6	35,6
сн2=сн—сно	мл	мм	10,2	10,2
нсно		М*	13,7	13,7
оа	3993,2	FW^M		 м
N2	13218,9	13218,9	 	13218,9
со	•		63,5	63,5
соа	1 —	—	1267,6	1267,5
нао	11	——»	3389,4	3389,4
Всего
29980,7	3592,6	13068,2	29980,7
Загрузка реактора:
°’ = 0С„ВС<н,о/‘<».С4н,„ = 30 000/0,4 = 75 000 кг/ч.
Количество рециркулирующего я-бутана:
Gpeu =3= G3 — G^dHio в 75 000 ~ 30 000 === 45 000 кг/4-
Количество свежей технической бутановой фракции:
осв e Gcb . 100/x^CtHi() = 30 000 • 100/99 = 30 303 кг/ч.
Количество рециркулирующей технической бутан-бутеновой фракции;
Gpeu Gpeu , 1ОО/хРе^4Н1о = 45 000 • 100/46,1 = 97613,9 кг/ч.
Загрузка реактора техническим сырьем:
G3T = GLra + Gpeu = 30 303 -Ь 97613,9 = 127916,9 кг/ч.
Рассчитываем состав и количество свежей
фракции (табл. 1.7).
Количество разложенного сырья, кг/ч:
Разлагается
и рециркулирующей бутановой
Бутадиен
изо-Бутан
ч-Бутан
488,1 -0,4= 195,2
3110,2-0,46= 1430,7
75000,0 • 0,4 = 30000,0
Не разлагается
488,1 — 195,2 = 292,9
3110,2—1430,7= 1679,5
75000,0—30000,0 = 45000,0
Вс е г о . . . 31626,9
Всего. . . 46972,4
80
Таблица 1.7. Состав и количество свежей и рециркулирующей
бутановых фракций, загрузки реактора
Компонент	Свежая бутановая фракция		Рециркулирующая бутановая фракция		Загрузка реактора	
	кг/ч	% (масс.)	кг/ч	% .масс.)	кг/ч	% (масс.)
ед	— *		97,6	0,1	97,6	0,1
ед	X  1»	—	97,6	0,1	97,6	0,1
ед	—		488,1	0,5	488,1	0,4
a3O-C4Hg		|»И 1 иЧ	4880,7	5,0	4880,7	3,8
Н-С4На		 ид	43926,3	45,0	43926,3	34,3
дзо-С4Н10	181,8	0,6	2928,4	3,0	3110,2	2,4
	30000,0	99,0	45000,0	46,1	75000,0	58,7
Cs и выше	121,2	0,4	195,2	0,2	6,4	0,2
Всего. .	30303,0	100,0	97613,9	100,0	127516,9	100,0
Состав и количество продуктов разложения, кг/ч:				кг/ч	% (масс.)
	кг/ч	% (масс.)			
Н3	1581,3	5,0	«зо-С4Н8	1265,0	4,0
сн4	2846,3	9,0	н-С4Н8	411,1	1,3
ед	1581,3	5,0	С8 и выше	316,3	1,0
с2нв	1644,5	 5,2	С в СО	158,1	0,5
ед	2941,2	9,3	С в СОа	158,2	0,5
С3На	1328,3	4,2	Кокс	948,8	3,0
ед	16445,5	52,0			
Всего , . . 31625,9	100,0
Количество СО и СО2:
(?cq = 158,1 • 28/12 = 368,9 кг/ч,
GCCk = 158,2*44/12 = 580,1 кг/ч.
Степень одностадийности процесса:
44337,9* 100/43926,3= 101,6 %.
Выход бутадиена в расчете на пропущенное сырье:
в = °с4нй ' 100/(с«-с4н8 + G^.c<Ht0) =
= 16445,5 • 100/(43926,3 + 75000,0) = 13,8 % (масс.).
Выход бутадиена в расчете на разложенный н-бутан (селективность);
С = 16445.5 • 100/30 000 = 54,8 % (масс.).
Конверсия в расчете на загрузку (м-бутан + бутены);
к' = 30 000  100/(43926,3 + 75 000) = 25,2 % (масс.).
Составляем материальный баланс разложения (табл. 1.8).
Задача 1.18. Находим часовую производительность установки по фенолу:
Сф = <?ф * 100/Z = 90 000  1000/7920 = 11363,6 кг/ч.
Производительность по свежему ИПБ:
6Ицб абф = 1,5 • 11363,6 = 17045,5 кг/ч.
81
Таблица 1.8. Материальный баланс разложения (кг/ч)
Компонент	Загрузка	Нс разло- жилось	Продукты разложения	Выходящие продукты	Контактный газ
н2	1	ч	— -	1581,3	1581,3	1581,3
сн4	—		2846,3	2846,3	2846,3
с2н4	—’	—	1581,3	1581,3	1581,3
с2нв	—	—	1644,5	1644,5	1644,5
с3н6	97,6	97,6	2941,2	3038,8	3038,8
С3Н8	97,6	97,6	1328,3	1425,9	1425,9
С4н6	488,1	292,9	16445,5	16738,4	16738,4
изо-С4Н8	4880,7	4880,7	1265,0	6145,7	6145,7
«-С4Н8	43926,3	43926,3	411,1	44337,4	44337,4
нзо-С4Н10	3110,2	1679,5	—	1679,5	1679,5
H-C4H10	75000,0	45000,0	—	45000,0	45000,0
С5 и выше	316,4	316,4	316,3	632,7	632,7
С в СО		—	158,1	158,1	
С в СО2	—	—	158,2	158,2	
Кокс	 	—	948,8	948,8	—
СО	 1			—	368,9
со2	—►		—	—	580,1
Всего. . .	127916,9	96891,0	31625,9	127916,9	127600,8
Теоретический расход кислорода;
GjeoP = 0,267СИПБ = 0,267 • 17045,5 = 4551,1 кг/ч.
Фактический расход кислорода:
GO3 = G«op/n ==4551,i/o,75=6068,2 кг/ч.
Расход воздуха:
GB = GO2/0,232 = 6068,2/0,232 = 26 156 кг/ч.
Количество образовавшихся гидропероксида и продуктов его распада:
G == СИПБ + Gq2op = 17045,5 + 4551,1 = 21596,6 кг/ч.
Давление паров в ИПБ при температуре 120 °C:
рж ™ 0,034 МПа
Количество ИПБ, уносимого отработанным воздухом:
о. в'	РжЛ1ИПБ
ИПБ	Mo2+n2
(G* ~~ СТое2°Р)
0,034- 120
(0,3 — 0,034) 29
(26156 - 4551,1) = И 427 кг/ч,
1,006(?^Б = 1,006- 11 427= 11495,6 кг/ч.
Количество окислительной шихты:
G + (^ИПБ ~~ ^О2Р) (Х2 ~Ь У2)
Xi + У2 — *1 — У1
21 596,6+ (11495,6 — 4551,1) (0,2 + 0,015)
0,2 + 0,015 — 0,03 — 0,003
=« 126866,3 кг/ч;
в том числе:
82
Таблица 1.9. Материальный баланс процесса окисления изопропилбензола
Приход	кг/ч	% (масс.)	Расход	кг/ч	% (масс.)
Окислительная	126866,3	100,0 шихта в том числе: изопропилбен-	122679,7	96,7 зол гидропероксид	3806,0	3,0 продукты рас-	380,6	0,3 пада Воздух	26156	100,0 в том числе: кислород	6068,2	23,2 азот	20087,8	76,8			Реакционная	119921,8	100,0 масса в том числе: изопропилбен-	94138,6	78,5 зол гидропероксид	23984,4	20,0 продукты рас-	1798,8	1,5 пада Отработанный	33100,5	100,9 воздух в том числе: изопропилбен-	11495,6	34,7 зол кислород	1517,1	4,6 азот	20087,8	60,7		
Всего . . . 153022,3	—			Всего ... 153022,3	—		
изопропилбензола
(1 - Xi - у() GO1II1 = (I -0,03-0,003) 126 866,3 = 122 679,7 кг/ч;
гидропероксида
XiG0. ш = 0,03 • 126 866,3 = 3806 кг/ч;
продуктов распада
z/iGo. ш = 0,003 • 126 866,3 = 380,6 кг/ч.
Количество избыточного кислорода:
Д(?О2 = ООг - Оо20₽ = 6068,2 - 4551,1 = 1517,1 кг/ч.
Количество реакционной массы:
Gp М = Go. ш - <?ЙПВБ + GO2°P = 126866’3 - 11 495,6 + 4551,1 = 119921,8 кг/ч;
в том числе:
изопропилбензола
(1 — х2 -у2) G0.ui = (l -0,2 -0,015) 119 921,8 = 94138,6 кг/ч;
гидропероксида
x2G0. ш = 0,2  119 921,8 = 23 984,2 кг/ч;
продуктов распада
y2G0. ш = 0,015 • 119 921,8 = 1798,8 кг/ч.
Составляем материальный баланс процесса окисления (табл. 1.9).
Задача 1.19. Находим количество ГПИПБ + ПР, которое должно содер-
жаться в техническом ГПИПБ:
GTxT = Gp. м-^р. м Gq_ щХо, щ ==х
= 119 921,8 - 0,215— 126 866,3 - 0,033 = 21 596,6 кг/ч;
GT = 21 596,6/0,97 = 22 264,5 кг/ч.
Количество дистиллята 1-й колонны:
G, = Gp. w - GT = 119 921,8 - 22 264,5 = 97 657,3 кг/ч.
83
Таблица 1.10. Материальный баланс 1-й колонны
П риход	кг/ч	% «масс.)	Расход	кг/ч	% (масс).
Реакционная	119921,8	100,0 масса в том числе: изопропилбен-	94138,6	78,5 зол гидропероксид	25183,6	21,5 и продукты рас- пада Рецикл из 2-й ко- 27459,6	100,0 лонны в том числе: изопропилбен-	19221,7	70,0 зол гидропероксид	8237,9	30,0 и продукты рас- пада			Возвратный изо- 97657,3	100,0 пропилбензол в том числе: изопропилбен-	93458,0	95,7 зол гидропероксид	4199,3	4,3 и продукты рас- пада Остаток 1-й ко- 49724Д	100,0 лонны в том числе; изопропилбен-	19889,6	40,0 зол гидропероксид	29834,5	60,0 и продукты рас- пада		
Всего ... 147381,4			Всего ... 147381,4		
Суммарная концентрация ГПИПБ и продуктов его распада в дистилляте 1-й
колонны;
х, = (GP. мхр, м - GTxT)/Gt =(119 921,8-0,215 —21 596,6)/97 657,5 = 0,043.
Количество дистиллята 2-й колонны
G2 = GT (хт - хо)/(хо - x2) = 22 264,5 (0,97 — 0,6)/(0,6 - 0,3) = 27 459,6 кг/ч.
Количество остатка 1-й колонны;
Go = G-г + G2 = 22 264,5 + 27 459,6 = 49 724,1 кг/ч.
Используя полученные данные, составляем материальные балансы 1-й и
2-й колонн (табл, 1.10 и 1.11).
Задача 1.20. Поскольку содержание азота в поступающем и отработанном
воздухе остается неизменным, то количество азота и кислорода в воздухе, по-
ступающем в реакцию, равно:
= 9200 • 0,232 = 2134,4 кг/ч;
G^1' = 9200 - 2134,4 = 7065,6 кг/ч;
« 8800 • 0,232 = 2041,6 кг/ч;
G^2> = 8800 — 2041,6 = 6758,4 кг/ч;
Gq(23) « 7500 • 0,232 = 1740,0 кг/ч;
G® ® = 7500 — 1740,0 = 5760,0 кг/ч.
Зная содержание азота в отработанном воздухе, находим количество
отработанного воздуха:
60> в(1) = G^"/xN2|1=7065,6/0,68- 10 390,6 кг/ч,
Go. в (2) = GN22)An2 (2) = 6758,4/0,69 = 9794,8 кг/ч,
Go. в (3) = G&37*Na (3J = 5760,0/0,698 = 8252,1 кг/ч.
84
Таблица 1.11. Материальный баланс 2-й колонны
Приход	кг/ч	% (масс-)	Расход	кг/ч	% (масс-)
Остаток 1-й ко- 49724,1	100,0 лонны в том числе: изопропилбен-	19889,6	40,0 зол гидрояероксид	29834,5	60,0 и продукты распада	Дистиллят	27459,6 в том числе: изопропилбен-	19221,7	70,0 зол гидропероксид	8237,9	30,0 и продукты распада Остаток (техниче- 22264,5	100,0 ский гидроперок- сид) в том числе: изопропилбен-	667,9	3,0 зол гидропероксид	21596,6	97,0 и продукты распада
Всего ...	49724,1	Всего ... 49724,1
Количество ИПБ в отработанном воздухе:
^ИПБ (1)= & о. в (1)* *ИПБ (1) = Ю 390,6 • 0,280 = 2909,2 кг/ч,
^ИПБ (2)в ®О. В (2)ХИПВ (2}9794,8 • 0,265 = 2595,6 кг/ч,
^ИПБ (з) “ ^о. в (3)хипб (з)	8252,1 • 0,252 = 2079,5 кг/ч.
Степень использования кислорода воздуха:
Ч = (G J, - <?„. .^o,)/Go, = 1 - (О',. .^/0^
п, = 1 — (Ю 390,6 • 0,04)/2134,4 = 0,805,
= 1 - (9724,3-0,045)/2041,6 = 0,784,
Пз = 1 — (8252,1 • Э,05)/1740,0 = 0,763,
Т]Ср = (0,805 -2134,4 + 0,784-2041,6 + 0,763.1740)/(2134,4 + 2041,6 + 1740) «=
= 4646,4/5916,0 = 0,785.
Доля кислорода, прореагировавшего в каждом реакторе:
хо2 (I)₽	)т11 + СО22)тЬ СОа3)т1з) ~
= 2134,4 • 0,805/4646,4 = 0,370,
хОа(2) = 2041,6.0,786/4646,4 = 0,344,
*о2(3) « 1740 * 0,763/4646,4 = 0,286.
Полученные данные показывают, что количество кислорода, вступающего
в реакцию, снижается от реактора к реактору. Следовательно, уменьшается и
количество образующихся продуктов окисления (гидропероксида изопропил-
бензола и продуктов распада). Это обусловлено снижением температуры реак-
ции и скорости окисления.
85
Задача 1.21. Доля воздуха, подаваемого в каждый реактор (на основании
данных задачи 1.20):
хв (1) = Gb (1)/ J G0 i = 9200/(9200 + 8800 + 7500) = 0,361,
(2) = °. (2)/ £ О, , - 8800/25 500 = 0,345,
*.(» = О. м/2X1 = 7500/25 500 = 0.294.
Теоретический расход кислорода на все три реактора:
G^op = 0,2670 ИПБ = 0,267  25 000 = 6675 кг/ч.
Суммарный фактический расход кислорода:
GO2 = G™op/n =- 6675/0,783 = 8524,9 кг/ч.
Суммарный расход воздуха:
GB = GO2/0,232 = 8524,9/0,232 = 36 745,3 кг/ч.
Расход воздуха в реакторы:
Gb(1) = Gbxb(1) = 36 745,3 -0,361 = 13 265,1 кг/ч,
GB (г) = Gbxb (2) = 86 145,3 • 0,345 = 12 677,1 кг/ч,
G.4. = G г = 36 745,3 -0,294 = 10 803,1 кг/ч.
Доля кислорода, реагирующего в каждом реакторе, в расчете на его об-
щее количество;
П1 =0,371; /гг = 0,346; п 3 = 0,283.
Эти значения близки к' определяемым по разности между количеством
продуктов окисления на выходе и входе в каждый реактор:
п — <х +	— + У>1~*
* (х + У)кон ~ (* + ^)нач
Однако пользование этим уравнением не совсем корректно, поскольку
количества окислительной шихты и реакционной массы несколько отличаются.
Количество кислорода, расходуемое на реакцию в каждом реакторе:
GO2°(0 = ^02°”"! ” 6675 * °’371 = 2476’4 Kl74’
G^ = 6675 • 0,346 = 2309,6 кг/ч,
GgoPj = 6675 * 0,283 = 1889,0 кг/ч.
Количество образующихся продуктов окисления:
° = (О^М ИПБ)/-МО! + G™ = 0^(Мт(,/МОг + I),
G; = 2476,4 (120/32 + 1) = 11 762,9 кг/ч,
G3 = 2309,6 (120/32 + 1)= 10 970,6 кг/ч,
G3= 1889 (120/32 + 0 =8972,8 кг/ч.
Суммарное количество продуктов окисления;
G = 11 762,9 + 10 970,6 + 8972,8 = 31 706,3 кг/ч.
Концентрации изопропилбензола и продуктов окисления в реакционной
wacce окисления, необходимые для определения давления их паров, рассчиты-
ваем по содержанию гидропероксида и продуктов распада в реакционной мас-
се на выходе из каждого реактора.
86
Определяем количество изопропилбензола в отработанном воздухе каж-
дого реактора Поскольку в реакционной массе каждого реактора содержится
ГПИПБ и продукты его распада (ПР), необходимо учесть, что некоторое ко-
личество этих продуктов также испаряется. Учитывая малое количество ПР,
расчет ведем по сумме ГПИПБ + ПР, а давление паров определяем по
ГПИПБ.
Согласно закону Рауля:
P = Pix' + P2(l
где Р— давление паров смеси, МПа; Рь Pz~~ давление паров компонентов
смеси, МПа; х' — содержание ИПБ в смеси, мольн. доли.
Количество паров, уносимых отработанным воздухом:
о в [Р1Х' + Р2(1~х')]Му

Давление паров ИПБ и ГП при температуре 132 °C:
РИПБ= 0.0575 МПа; РгП= 0,00266 МПа.
Содержание ИПБ и продуктов окисления в реакционной массе:
/	89,7/120 ПЛП1„
Х> ' 89'7/120'^ЙГЗ/1Ю °0'09'7 М0ЛЬ"- Д0Л”-
1 — хj = 1 — 0,917 — 0,083 мольн. доли.
Количество паров, уносимых отработанным воздухом:
0> в (0,0575 • 0,917 + 0,00266 • 0,083) 120
Gn(r)— (0,5 - 0,0575 • 0,917 - 0,00266 • 0,083) 28,4 Х
X (13 265,1 - 2476,4) = 5399,2 кг/ч,
в том числе
ро. в_________________0,0575-0,917-120____________
аИПБ(1)“ (0,5 — 0,0575 • 0,917 — 0,00266 • 0,083) 28,4 А
X (13 265,1 — 2476,4) = 5376,6 кг/ч,
Grn+nP(l) = 53"’2 ~ 5376’6 = 22’6 Кг/4*
Молекулярную массу паров принимаем равней молекулярной массе
ИПБ, поскольку содержание в них продуктов окисления ничтожно мало.
Аналогичным образом производим расчет для второго и третьего реакто-
ров каскада.
Давление паров ИПБ и ГП при температуре 128 °C:
Pjins ~ 0>031 МПа;	^гп 0,0034 МПа.
Содержание ИПБ и продуктов окисления в реакционной массе:
/	82,6/120	п
= 82,6/120+ 17,4/152 “ °ДО М0ЛЬ“- ДОЛ"’
1 _	_ 0,857 «в 0,143 мольн. доли.
Количество паров, уносимых отработанным воздухом:
о. в	(0,051  0,857 + 0,0034 • 0,143) 120
(2) * (о,5 — 0,051 • 0,857 — 0,0034 • 0,143) 28,4 Х
X (12 677,1 - 2309,6) « 4247,3 кг/ч.
Давление паров ИПБ и ГП при температуре 124 °C:
== 0,045 МПа;	Ргп = 0,0026 ДШа.
87
Содержание ИПБ и продуктов окисления в реакционной м ассе:
/ =	76/120
*3“ 79/120 + 24/152 ~ °’8
мольн. доли;
1 — х' = 1 — 0,8 — 0,2 мольн. доли.
чЗ
Количество паров, уносимых отработанным воздухом:
G°-в -	(0,045-0,8 + 0,0026.0,2) 120	__
П (3)	(0,5 _ о,О45 • 0,8 — 0,0026 • 0,2) 28,4 < ° 8 3’	889> ~ 296/’8 кг/ч.
Суммарное количество паров, уносимых отработанным воздухом
Gn = X °п (?) ~= 5399>2 + 42473 + 2967>8 = 12 614,3 кг/ч,
G°‘E = 1,006- 12 614,3 = 12 690 кг/ч.
Количество окислительной шихты;
G + (Go-в Отеор) (хз +
*3 + Уз %о. Щ у 0. ш
(31706,3) + (12 690 — 6675) * (0,22 + 0,02)
0,22 + 0,02 — 0,02 — 0,0038
= 153 330,0 кг/ч.
Количество реакционной массы на выходе из реактора Р-1:
GP М (1) = Go. ш “ СП 0) + GO2°(I) = 153 330-° ~ 5399’2 + 2476>4 = 150 407,0 кг/ч
Количество продуктов окисления на выходе из реактора Р-1:
Gi Gp. М (1) ('*' 2 (1) “I” У 2 (1)) Go. ш (хо. ш “Ь У о. ш) =
= 150 407,0 (0,095 + 0,008) - 153 330,0 (0,02 + 0,0038) = 11 842,7 кг/ч.
Количество реакционной массы на выходе из реактора Р-2:
G₽. М (2) ~~ Gp. М (I) ~ Gn'(?) + GoT(2) =
= 150 407,0 — 4247,3 + 2309,6 = 148 469,3 кг/ч.
Количество продуктов окисления на выходе из реактора Р-2:
G2 = Gp. м (2) (Х2	У 2)	Go. т	#1) =
= 148 469,3 (0,16 + 0,014) - 150 407,0 (0,095 + 0,009) = 10 191,3 кг/ч.
Количество реакционной массы на выходе из реактора Р-3;
Gp. „ (,) - ° о. ш „ - G“ ("„ +	=
= 148 469,3 — 2967,8+ 1889,0 = 147 390,5 кг/ч.
Количество продуктов окисления на выходе из реактора Р-3;
G3 = Gp. м (J) (л'з Уз) Go, ш (з) (-^2 У 2)
= 147 390,5 (0,22 + 0,02) - 148 469,3 (0,16 + 0,014) == 9540,1 кг/ч.
Суммарное количество продуктов окисления:
G = £gz = И 842,7+ 10 191,3 + 9540,1 =31 574,1 кг/ч.
Принято для расчета
= 31 706,3 кг/ч.
Ошибка;
А =
на основе состава отработанного воздуха G =
31 574,1 —31 706,3
31 574,1
• 100 = 0,42 %.
88
Из полученных данных следует, что для расчета материального баланса
с достаточной для практических целей точностью можно пользоваться раз-
ностью между содержанием ГП и ПР в реакционной массе и окислительной
шихте каждого реактора.
Составляем материальные балансы для каждого реактора каскада, учиты-
вая, что реакционная масса предыдущего реактора является окислительной
шихтой следующего.
Задача 1.22. Количество ГП и ПР в техническом гидропероксиде:
GTxT = Gp мхр м - Gmxm = 410 554*0,27 - 44 897,2 - 0,055 = 8615,5 кг/ч.
Количество технического ГП:
GT = GTxT/xT = 8615,6/0,96 = 8974,6 кг/ч.
Суммарное количество дистиллятов:
Gj + G2 = Gp. м - GT = 41055,4 - 8974,6 = 32080,8 кг/ч.
Средняя концентрация продуктов реакции (ГПД-ПР):
41055,4*0,27 — 8615,6 л г/тса
Хср ” СН-<Ь------------------3208Л8---------- 0 0769
Принимаем xt = 0,07.
Количество дистиллята 1-й колонны:
х0 Хр. м	0,7 — 0,27
°'	—— “4,rfi5'4 = 28021’9
Количество ГП и ПР в дистилляте 2-й колонны:
G2X2 = Gp. мхр. м — G]X[ ~ GTxT = 41055,4  0,27 — 28021,9 * 0,07 —
— 8615,6 = 507,8 кг/ч.
Количество дистиллята 2-й колонны:
G2 = Gp. м - G( — GT = 41055,4 - 28021,9 — 8974,6 = 4058,9 кг/ч.
Концентрация ГП и ПР в дистилляте 2-й колонны:
х2 = G2JC2/G2 == 507,8/4058,9 = 0,125.
Количество остатка 2-й колонны:
G0 = G2A~Gr = 4058,9 + 8974,6 = 13033,5 кг/ч.
Составляем материальный баланс 1-й и 2-й колонн (табл. 1.12 и 1.13).
Задача 1.23. Общий расход этилена:
Д = Gc • 28 • 100/46 * С; = 12 000 • 28 * 100/46 • 95,5 == 7648,5 кг/ч;
в том числе:
на образование спирта
At = ЛС(/100 = 7648,5 * 95,5/100 = 7304,3 кг/ч;
на образование диэтичового эфира
Д2 =, А С2/100 = 7648,5 - 2/10° = 153 кг/ч;
на образование ацетальдегида и э“ана
Л3 = ЛС3/100 = 7648,5* 1,5/100 = 114,7 кг/ч.
на образование полимеров
Л = ДС4/100 = 7648,5 * 1,0/100 = 76,5 кг/ч.
89
Таблица 1.12. Материальный баланс 1-й колонны
Входит	кг/ч	% (массЛ	Выходит	кг/ч	% (масс*)
Реакционная	41055,4	100,0 масса в том числе: изопропилбен-	29970,4	73,0 зол гидропероксид	10263,9	25,0 продукты рас-	821,1	2,0 пада			1 Дистиллят	28021,9	100,0 в том числе; изопропилбен-	26060,4	93,0 зол гидропероксид	1779,1-	6,3 продукты рас- 182,5	0,7 пада Остаток	13033,5	100,0 в том числе; изопропилбен-	3910,1	30,0 зол гидропероксид	3484,8	65,1 продукты рас-	638,6	4,9 пада		
Всего . . . 41055,4	—			Всего. . , 41055,4	—		
Таблица 1.13. Материальный баланс 2-й колонны					
Входит	кг/ч	% (массЛ	Выходит	кг/ч	% (масс.)
Остаток 1-й ко- 13033,5	100,0 лонны в том числе: изопропилбен-	39101,1	30,0 зол гидропероксид	8484,8	65,1 продукты рас-	638,6	4,9 пада			Дистиллят	4058,9	100,0 в том числе; изопропилбен-	3551,5	87,5 зол гидропероксид	405,9	10,0 продукты рас-	101,5	2,5 пада Остаток	8974,6	100,0 в том числе: изопропилбен-	358,6	4,0 зол гидропероксид	8078,9	90,0 продукты рас-	537,1	6,0 пада		
Всего ...	13033,5	—			Всего ... 13033,5	—		
Количестэо продуктов реакции:
спирта
Gc= 12000 кг/ч;
диэтилового эфира
СДф «== 1,32Лг == 1,32 * 153 = 202 кг/ч;
ацетальдегида
Ga == 0,786Л3 == 0,786.114,7	90,2 кг/ч;
этана
полимеров
<?эт = 0,535Л3 ~ 0,535 • 114,7 = 61,4 кг/ч;
Сп «= А4 =е 76,5 кг/ч.
90
Расход воды на реакцию:
Св = (Сс/46 + 6эф/74 + Ga/44) 18 =
= (12000/46 + 202/74 + 90,2/44)18 = 4781,7 кг/ч.
Загрузка реактора в расчете на 100%-ный этилен:
G’ = А  1Q0/K = 7648,5 • 100/4,5 = 169966,6 кг/ч.
«7
Количество водяного пара, подаваемого в гндрататор:
jVh п = па £//28 = 0,7-169966,6/28 = 4249,2 кмоль/ч,
В  ii В* 11 -э/
Ga. п = 4249,2 • 18 = 76 485 кг/ч.
Задача 1.24. Рассчитываем долю отгона при температуре 145 °C и 40 °C на
ЭВМ. Результаты расчета на ЭВМ при температуре 145 °C приведены на
с. 146, Полимеры в расчете не учитываем.
Пары, оставшиеся после охлаждения до 145 °C, охлаждаются и конден-
сируются при температуре 40 °C. Расчет доли отгона при этой температуре
проводим аналогичным образом. Состав паров, подлежащих охлаждению и
конденсации при 40 °C. известен из результатов расчета доли отгона при тем-
пературе 145 °C. Результаты расчета доли отгона при температуре 40 °C на
ЭВМ представлены в табл. 1.14.
Поскольку по условиям задачи количество неконденсируемых газов не
может быть меньше их содержания в исходной смеси, принимаем, что их со-
держание в парах равно исходному. Общее количество паров отличается от
рассчитанного на 0,3 %, что находится в пределах точности расчета. Коли-
чество конденсата находим по разности между количествами исходных ве-
ществ и паров.
Задача 1.25. Количество отдуваемого газа (количество растворенного газа
5 = 0):
А (1 — х) + £ГпН х 7648,5(1 -0,98) + 61,4-0,98
К = —------- _ СгНв - =------- „То---------------— ==2131,4 кг/ч.
0,98 — 0,88
Количество этилена в отдувке:
ИС2Н4 = Ку = 2131,4  0,88 = 1875,6 кг/ч.
Количество отдуваемых примесей:
Кпр= V (1 - у) = 2131,4 (1 — 0,88) = 255,8 кг/ч.
Количество свежего этилена, подаваемого в систему;
В = (Л + Vy)/x = (7648,5 + 1875,6)/0,98 = 9718,5 кг/ч.
Количество примесей в свежем этилене:
Впр=В(1 — х) = 9718,5 (I -0,98)= 194,4 кг/ч.
Общее количество примесей, поступающих в систему:
GnP + GC2H6 = 194>4 + 61,4 = 255,8 кг/ч.
Следовательно, Vnp = Впр + ССзНб, материальный баланс по примесям со-
шелся.
Находим концентрации метана и этана Ус2]1бв циркулирующем эти-
лене;
г/сщ ~ ^хсн4/^ ~ 9718’6 ’ 0,008/2131,4 = 0,0365 масс. доли.
&'с2н6 (ВхСгНе + GC2Ha)/^ =”
(971815  0,012 + 61,4)/2131.4 = 0,0835 идее- дола.
Таблица 1.14. Результаты расчета доли отгона при t = 40°C,
Компонент	Go. кг/ч	м	а<ум	/ *0	
сн4	6732,4	16	420,8	0,0554	
Сгн4	162318,1	28	5797,1	0,7626	
с2н6	15401,8	30	513,4	0,0675	
С2Н5ОН	4917,7	46	107,4	0,0141	
(С2Н5)2О	120,6	74	1,6	0,0002	
СНзСНО	54,6	44	1,4	0,0002	
н2о	13654,5	18	760,0	0,1000	
Всего . . .	203199,7	——	7599,7	1,0000	
Состав и количество отдувки высокого давления:
кг/ч	масс, доли
Метан	78,0	0,0365
Этилен	1875,0	0,8800
Этан	178,0	0,0835
Всего. . . 2131,4	1,000
Состав и количество свежей этиленовой фракции:
кг/ч	масс, доля
Метан	77,7	0,080
Этилен	9524,2	0,980
Этан	116,6	0,012
Всего	9718,5	1,000
Количество циркулирующего этилена:
сс2н4 = GCaH4 - Вх 169966,6 - 9524,2 =» 160442,4 кг/ч.
Общее количество циркулирующего газа, включая примеси:
G« = G^Jy == 160442,4/0,88 = 182390,9 кг/ч.
Состав и количество циркулирующего газа:
кг/ч	масс, доли
Метан	6654,7	0,0365
Этилен	160442,4	0,8800
Этан	15223,8	0,0835
Всего. . . 182320,9	1,000
Состав и количество газа, поступающего в гидрататор (Gnp):
кг/ч	масс, доли
Метан	6732,4	0,035
Этилен	169966,6	0,885
Этан	15340,4	0,080
Всего. . .	192039,4	1,000
Количество влажного газа, поступающего в гидрататор:
GBJt « Gnp 4- Ga, 0 = 192039,4 4- 76 485 = 268524,4 кг/ч.
92
	к	у1	Му'	У	кг/ч	сж, кг/ч
1010		0,0622	0,9952	0,0363	6732,4	0,0
101°		0,8569	23,9932	0,8742	162318,1	0,0
ю10		0,0758	2,274	0,0829	15401,8	0,0
0,023		0,0025	0,115	0,0042	779,7	4138,0
0,320		0,0002	0,0148	0,0005	92,8	27,8
0,160		0,0001	0,0044	0,0002	37,1	17,5
0,003		0,0026	0,0468	0,0017	315,6	13338,9
—		1,0003	27,4164	1,0000	185676,6	17522,2
Количество газа, выходящего из гидрататора:
G = G --^-GHnO + G +G.+G +Gr„Ho + G =
ВЫХ ВХ	HjU 1 с 1 эф а 1 СяНд п
= 268524,4 - 7648,5 - 4781,7 + 12000 + 202 + 90,2 +
+ 61,4 + 76,5 = 268524,3 кг/ч.
Материальный баланс сошелся с точностью до 0,1 кг.
Для дальнейшего расчета используем рассчитанные доли отгона и конден-
сации при температуре 145 °C и 40 СС.
В результате расчета получили, что количество конденсата, поступающего
в отделитель высокого давления, равно 17 522 кг/ч, а по условиям задачи для
отмывки циркулирующего газа от спирта в верхнюю часть сепаратора высо-
кого давления подается вода в количестве 0,8 м3/ч или 800 кг/ч. Находим
общее количество жидкости (условно принимаем, что плотность спирто-вод-
ного конденсата равна 1000 кг/м3):
(17 522 + 800)/1000 = 18,3 м3/ч.
Количество растворенного газа определяем по закону Генри:
где а — коэффициент растворимости газа в 1 м3 жидкости при 40 °C и атмос-
ферном давлении, м3/м3; у1 — концентрация газа, мольн. доли; Р —-давление в
системе, МПа; Уж — объем жидкости, м3.
Поскольку спирто-водный конденсат содержит значительное количество
воды (более 76%) расчет ведем по коэффициенту растворимости в воде.
Мольные концентрации компонентов циркулирующего газа рассчитываем по
уравнению:
/
yi!Mt .
£ y'!Mt ’
УСЩ — 0,0625;	— 0,8612.	—0,0763.
Количество растворенного газа:
5' = (£ а1уЪру*' м3/ч-
Коэффициенты растворимости находим по справочнику [13]. Для прове-
дения расчета найденное значение а, умножаем на 10-
Количество растворенного газа:
S'= (0,237 • 0,0625 4~ 0,9 • 0,8612 -J-0,291 -0,0763)7* 18,3= 101,2 м3/ч.
93
J#
Мольные концентрации компонентов в растворенном газе:
2СН4 = °’95 82:	2CsI.fi) = 0,9545; гСаНв = 0,0273.
Массовые концентрации	компонентов в	растворенном газе:	
	х'	Afg — z'M	Z
Метан	0,0182	0,2184	0,0079
Этилен	0,9545	26,7260	0,9626
Этан	0,0273	0,819	0,0295
Всего.	. . .	1,0000	27,7634	1,0000
Количество растворенного газа:
S = (5722,4)	= (101,2/22,4) 27,76 = 125,4 кг/ч.
Определяем количество отдуваемого газа:
V = [Д (1 — х) + Gx — S (х - - г)]/(х — у) =
« [7648,5 (1 - 0,98) + 61,4 • 0,98 — 125,4 (0,98 — 0,9626)]/(0,98 -
— 0,88) = 2110 кг/ч.
Количество этилена в отдуваемом газе:
= ^ = 2110- 0,88 = 1856,8 кг/ч.
Количество отдуваемых примесей
Кпр = 2110 - 1856,8 = 253,2 кг/ч.
Количество свежого этилена
В = (Д + Vy + Sz)/x = (7648,5 + 1856,8 + 125,4 • 0,9626)/0,98 = 9822,5 кг/ч.
Количество примесей, поступающих с этиленом и образующихся в процессе;
Gnp = впр + GC2EI6 = 9822,5 (! ~ °-98) + 61,4 = 257,8 кг/ч.
Проверяем состав циркулирующего газа с учетом растворенного газа;
^CH4 = (SxCH4 — 5гснТ/^ =
= (9822,5  0,008 — 125,4.0,0079)/2110 = 0,0368,
^CzHs = (9822,5 • 0,012 + 61,4 — 125,4 • 0,0295)/2110 = 0,0832.
Концентрация примесей в циркулирующем газе равна первоначально приня-
той. Проверяем материальный баланс по примесям. Количество примесей, вы-
водимых из системы:
КПР = V (1 “ У) + 5 (1 - г) = 2110 (1 - 0,88) Д-
4- 125,4(1 - 0,9626) = 257,8 кг/ч.
Баланс сошелся, дальнейших пересчетов не требуется. Таким образом, в ре-
зультате учета растворенных примесей и этилена количество отдувки умень-
шилось, а количество свежего этилена увеличилось по сравнению с первона-
чальным расчетом.
Количество отдувки низкого давления равно количеству растворенного
газа;
VH. д = 125,4 кг/ч.
Находим количество спирто-водного конденсата, которое равно сумме коли-
честв конденсата при температуре 145 °C, конденсата из отделителя высокого
давления, промывной воды, содержащей отмытые от циркулирующего газа

Таблица 1.15. Сводный материальный баланс гидратации этилена
Входит	кг/ч	% (масс<)	Выходит	кг/ч	% \масс.)
Свежий этилен	9822,5	10,2 в том числе: этилен	9626,1	— примеси	196,4	— Водяной пар в гид-	76485,0	79,6 рататор Раствор щелочи	9076,5	9,4 Вода в отделитель	800,0	0,8 в. Д.			Отдувка высокого 2110t0	2Т2 давления в том числе: этилен	1856,8	— примеси	253,2	— Отдувка низкого	125,4	0,1 давления в том числе: этилен	120,7	— примеси	4,7	— Спирто-водный	93948,5	97,7 конденсат в том числе: этиловый спирт	12000,0	— диэтиловый	202,0	— эфир ацетальдегид	90,2 полимеры	76t5	— вода	81579,8	—		
Всего ... 96184,0	100,0			Всего ... 96183,9	100,0		
пары продуктов реакции (неполной конденсацией паров условно пренебрегаем)
и полимеров;
Gt. вк = 74325,0 -Ь 17522,2 + 800 + 779,7 + 92,8 +
4- 37,1 + 315,6 + 76,5 = 93948,9 кг/ч.
Составляем материальный баланс прямой гидратации этилена (табл. 1.15). Задача 1.26. Результаты расчета и для сравнения данные, полученные в задаче 1.25, приведены ниже:				
Показатель	задачи 1/25 вариант I	t	Результаты		вариант 4
		вариант 2	задачи 1.26 вариант 3	
Концентрация, масс, доли X	0,980	0,999	0,999	0,999
у	0,880	0,880	0,920	0,950
Z	0,963	0,965	0,973	0,984
Расход, кг/ч V	2110,0	544,4	873,9	1368,2
S	125,4	125,0	130,6	133,2
В	9822,5	8278,3	8578,6	9118,5
Вх	9626,1	8270,0	8970,0	9109,3
Vy	1856,8	479,1	764,4	1299,8
Sz	118,7	120,6	127,2	131,1
Отношение BiXi/BtXt	1,00	0.859	0,873	0,946
{Vy + Sz)i/{Vy 4- Sa)!	1,00	0,329	0,451	0,724
Анализ полученных данных показывает, что увеличение чистоты свежего
этилена с 0,980 до 0,999 позволяет уменьшить расход этилена на 14 %, а
суммарное количество отдуваемого и растворенного этилена примерно в 3 ра-
за. При увеличении концентрации этилена в цирку тирующем газе расход эти-
лена возрастает, однако даже при концентрации 0,95 суммарное количество
95
отдуваемого и растворенного этилена на 28 % меньше, чем при концентрации
0,98. Очевидно, целесообразно увеличить концентрацию этилена в циркули-
рующем газе до 0,92
Задача 1.27. Часовая производительность установки по спиртам:
(?'п = 9000 - 1000/313 • 24 = 1198,1 кг/ч.
Часовая производительность с учетом потерь спиртов:
GC=G'(1 + П/100) = 1198,1 (1 + 7,25/100) = 1285 кг/ч.
Расход эфиров:
О\ф = ОспЛ1эф/Мсп = 1285 •242/214 = 1453,1 кг/ч.
Количество превращенных эфиров:
°эф & (°эф/С)100 = (1453,1 /99) 100 = 1467,8 кг/ч.
Загрузка реактора по эфирам:
°эф =“ °эф/К = 1467,8/0,98 = 1497,8 кг/ч.
Количество непревращенных эфиров
Сэф Р = <?эф ~ °эф =“ 1497>8 “ 1467-8 = 30 кг/ч.
Состав и количество загрузки реактора:
	кг/ч	% (масс.)
Эфиры	1497,8	98,8
Метанол	15,2	1,0
Вода	3,0	0,2
Всего. . .	1516,0	100,0
С учетом потерь, на стадию приготовления пасты на установку поступает:
С0бщ (1 + ДП/100) = 1516 (1 + 0,3/100) = 1520,5 кг/ч.
Теряется на стадии приготовления пасты:
ДС?эф = Go6ui - G3 = 1520,5 - 1516,0 = 4,5 кг/ч.
Количество катализатора, подаваемого в реактор:
Скат = <7эф£кат/10° ~ 1497-8 ’ 1 >47/100 = 22 кг/ч.
Количество загружаемой пасты:
Gn = G3 + GKaT = 1516 + 22 = 1538 кг/ч.
Количество продуктов реакции:
спиртов
Gcn = 1285 кг/ч;
метанола
GCH3OH = (бэф - -^фОН- + Ссн3он) (10° ~ Too*) =
= (1467,8 — + 15 V100 -	= 209 кг/ч;
\	у \	luu х
96
воды
/	100
0Н20 = (?СНзОгДтоО^~
ЛЬ о	100 - с
__ н?°	4 нпр________
мсн3он эф ’00
= 209
100
100- 1
- 11— + 1467’8
/ U4
100 - 99
100
JA- + 3 = 5,3 кг/ч;
1 м
метана
( 100	\ Л1НоО / 100	\ 18
°сщ = GCH3OH V 100 — а	V МСНзОН = 209 ("99	1) 32 = 1,2
КГ/Ч;
насыщенных углеводородов
„„ (100 - С) Л1„1С	(100 - 99) 198
°™ =	-----100^------= Иб7'8------ГбО - 242	= 12 КГ/Ч-
Количество гидрогенизата:
Gr = °эфПР + Gcn + GCH3OH + GH2O + Ginc =
= 30+ 1285 + 207 + 5,3 + 12= 1539,3 кг/ч.
Расход водорода на реакцию:
А1 = 0.0165G^	= 0,0165  1467,8	= 24 кг/ч;
А2 = Э,0625ССНзОН (- 1) = 0,0625 • 207	f - 1) = 1,3 кг/ч;
л( = 0,0250$	= 0-025.1467,8 109 "	= 0,4 кг/ч.
Общий расход водорода на реакцию:
А = 4, + А2 + Аз = 24 + 1,3 + 0,4 = 25,7 кг/ч.
Задача 1.28. Расход водорода с учетом растворенного водорода:
р ... / + ан2(^ ~ GCH4/«CH4)
xh2 + xn2(«hAi)
Коэффициенты растворимости газов при давлении 1 МПа:
аНа = </h4h2 * *0/22,4 = 0,0865  2  10/22,4 = 0,0772 кг/т • МПа;
aN2 =0,141 -28- 10/22,4= 1,7625 кг/т • МПа;
аСн4 = °>346 ' 16 • 10/22>4 = 2>4714 кг/т * МПа-
Расход водорода на 1 т гидрогенизата;
А' = А • 1000/Gr = 25,7.1000/1539,3 = 16,7 кг/т.
Расход СН4 на 1 т гидрогенизата:
gCH4 ^GCH+ 10°0/Gr = 1,2- 1000/1539,3 =0,78 кг/т;
R' - 16,7 + 0,0773 (30 - 0,78/2,4714)	.
0,9727 + 0,0273 (0,0772/1,7625)	’ КГ/Т’
В = BzGr/1000 = 19,5 • 1539,3/1000 = 30 кг/ч.
Количество водорода:
ВН2 = ВхНз = 30 • 0,9727 = 29,2 кг/ч.
4 Зак. 436
97
Количество примесей:
~ 30 • 0,0273 = 0,82 кг/ч
Парциальное давление компонентов в циркулирующем газе:
Ри2 = (в'хщ~ Л')/ан2 = (19,5 • 0,9727 — 16,7)/0,0773 = 29,38 МПа;
pN? = B'xN2/aN2 = 19,5 - 0,0273/1,7625 = 0,30 МПа:
^СН4 = ^СН4/асн4 ~ 0,78/2,4714 = 0,32 МПа
Р = Рщ + Р1мг + Рсн< 29'38 + 0,3 + 0,32 = 30 МПа.
Мольные концентрации компонентов в циркулирующем газе:
Ун2 = 29,38/30 = 0,98;
^2 = 0,30/30 = 0,01;
Усн4 = 0.32/30 = 0,01.
Массовые концентрации компонентов в циркулирующем газе:
	У*		У
Н2	0,98	1,96	0,817
n2	0,01	0,28	0,117
сн4	0,01	0,16	0,066
Всего. . . 1,00	2,40	1,000
Количество растворенных газообразных компонентов:
3Ни =» аНгРНг t?r/J 000 = 0,0772 - 29,38 • 1539,3/1000 = 3,5 кг/ч;
SN2 = 1,7625 • 0,30 • 1539,3/1000 = 0,8 кг/ч
$сщ = 2,2714- 0,32 • 1539,3/1000== 1,2 кг/ч.
Общее количество растворенного газа;
5 = 3,5 4* 0,8 +1,2 = 5,5 кг/ч
Баланс по компонентам (кг/ч):
ЯН2 = Л + 5Нг; 29,2 = 25,7 + 3,5 = 29,2;
SN2 =	°-8 == °’8
gch4 = ^сн/	1,2 = 1,2
Баланс по водороду и примесям сошелся.
Количество водорода, подаваемого в реактор:
0^ = 10/4 = 10-25,4 = 254 ki/ч.
Количество циркулирующего водорода:
(?н2 = <?н2 - вн2 “ 254 - 28,9 = 228,1 кг/ч.
Количество циркулирующего газа:
Gh2Ah2 = 228,1/0,817 = 279,2 кг/ч.
Количество инертных примесей в циркулирующем водороде:
G^2 = GnyN2 = 279,2 - 0,117 = 32,7 кл /ч,
G£h4 = С?Ц#СН4 = 279,2 • 0,066 = 18,4 кг/ч.
98
Таблица 1.16. Сводный материальный баланс реактора
Входит	кг/ч	% (масс,)	। Выходит	кг/ч	% (масс.)
Паста	1538	100,0 в том числе: метиловые	1497,8	97,4 эфиры метанол	15,2	1,0 вода	3,0	0,2 катализатор	22,0	1,4 Свежий водород	30,0	100,0 в том числе: водород	29,2	97,27 азот	0,8	2,73 Циркулирующий	279,2	100,0 газ в том числе: водород	228,1	81,7 азот	32,7	11,7 метан	18,4	6,6			Реакционная масса 1566,8	100,0 в том числе: метиловые	30,0	1,9 эфиры жирные спирты	1285,0	82,1 метанол	209,0	13,2 вода	5,3	0,3 углеводороды	12,0	0,8 катализатор	22,0	1,4 растворенный	5,5	0,3 газ в том числе: водород	3,5	63,6 азот	0,8	14,6 метан	1,2	21,8 Циркулирующий	279,2	100,0 газ в том числе: водород	228,1	81,7 азот	32,7	11,7 метан	18,4	6,6		
Всего ...	1847,2	-			Всего ...	1848,0	—		
Количество реакционной массы (с учетом растворенного газа):
Gp. м = Gr + GK -j- 5 = 1539,3 + 22 + 5,5 = 1566,8 кг/ч.
Составляем сводный материальный баланс реактора (табл. 1.16).
Задача 1.29. Определяем часовую производительность установки:
Gcn = G£n • 1000/Z = 90 000 • 1000/7800 = 11538,5 кг/ч.
Расход 100%-ного пропилена находим на основе суммарной реакции об-
разования бутиловых спиртов:
С3Н6 + СО + 2Н2 - > С4Н9ОН.
Количество превращенного пропилена:
Gc?H6 = GcnA1c3H6MC = 11538,5 • 42/74 • 0,95 = 6893,6 кг/ч.
Количество 100 %-ного пропилена, подаваемого в реакторы;
GC3He = Gc^H6/K = 6893,6/0,94 = 7333,6 кг/ч.
Количество технической пропиленовой фракции:
= gC3hMh„ = 7333,6/0,99 = 7407,7 кг/ч.
Количество растворителя:
GP = gc3h6R = 740717 '1 = 740717 кг/ч*
Количество непревращенного пропилена:
О£еД 7333,6 - 6893,6 = 440 кг/ч.
4*	99
Суммарное количество растворителя и пропиленовой фракции:
GC3He + p = <?с3Н6 + GP = 7407,7 + 7407,7 = 14815,4 кг/ч.
Расход кобальта (потери кобальта):
GK= GcsHe+p^a-r/100 = 14 815-0,008/100= 1,2 кг/ч.
Состав и количество пропиленовой фракции:
	кг/ч	% (Масс.)
Этилен	14,8	0,2
Пропилен	7333,6	99,0
Пропан	59,3	0,8
Всего. . .	7407,7	100,0
Определяем расход технического оксида углерода и водорода по реак-
ции гидроформилирования
С3Нв + СО + Н2—> СзНуСНО.
Количество превращенных ненасыщенных углеводородов:
GH = GC3He + gc2h= 6893,6 + 14,8 • 1 = 6908,4 кг/ч.
Число кмоль превращенных ненасыщенных углеводородов;
7VH = 6893,6/42 + 14,8/28 = 164,7 кмоль/ч.
Расход оксида углерода на реакцию:
Geo “ ^н^со ~ 164,7 • 28 = 4611,6 кг/ч.
Объем оксида углерода;
Vco =	• 22,4 = 164,7 • 22,4 = 3689,3 м3/ч.
Расход водорода на реакцию:
СЙ2»=^Л4н2[(1-а) + а-2] =
== 164,7 • 2 [(1 -0,1) 4-0,1 -2] =362,3 кг/ч.
Объем водорода
V^2 = G&2 ’ 22-4/Л4Н2 = 362>3 ‘ 22,4/2 = 4058,2 м3/ч.
Количество продуктов реакции:
масляных альдегидов
С3Нв + СО + Н2 —> С3Н7СНО
„ °С?НвС <1—а)Л»_	6893,6-0,95(1-0.1)72
“---------ГГ---------=----------------------- кг/,;
н-масляного альдегида
G„.a == —ГТ 10104 * ТТТ = 6736 кг/ч;
н а а п + 1	2ф-1	' ’
^зо-масляного альдегида
G„,o я = G - Gu = 10 104 - 6736 = 3368 кг/ч.
Д	Г* а	г
Количество бутиловых спиртов, образующихся в процессе гидроформи-
лирования:
GCIJ == О^неСйМсп/Л1СзН0 = 6893,6 • 0,95 - 0,1  74/42 = 1153,9 кг/ч.
100
Количество н-бутилового спирта:
G„.CII ~ GH-cn ~~ГТ = 1153-9 ’ д+г =~ 769-3’ кг/4'
я-сп «-СП j	2+1
Количество изобутилового спирта:
Оазмп = <+„ - <ДСП = 1 >53,9 - 769,3 = 384,6 кг/ч.
Количество побочных продуктов определяем по разности между количе-
ством исходных веществ, вступивших в реакцию, и количеством целевых про-
дуктов:
G„. к = GcSh, +	+ Ggo + °Ь, - (Оа + °еп) =
= 6893,6+ 14,8 + 4611,6 + 362,3— (10 104+ 1153,9) = 624,4 кг/ч.
Количество жидких побочных продуктов;
G* п = 624,4 (1 - 0,05) = 593,2 кг/ч.
Состав и количество жидких продуктов:
кг/ч	(% масс.)
Альдегиды
«-масляный	6736,0	56,8
«зо-масляный	3368,0	28,4
Спирты
н-бутиловый	769,3	6,6
«зо-бутиловый	384,6	3,2
Высшие спирты и другие	593,2	5,0
побочные продукты
Всего . . .	11851,1	100,00
Количество газообразных побочных продуктов (пропана):
G^ п = 624,4 - 593,2 = 31,2 кг/ч.
Оксид углерода и водород расходуются также на образование дикобальт-
октакарбонила и кобальттетрагидрокарбонила. Для определения количества
кобальта необходимо рассчитать общее количество жидких продуктов (реак-
ционной массы), которая состоит из продуктов реакции и растворителя:
Gp. м =	+ Gp= 11851,1 + 7407,7= 19258,8 кг/ч.
Количество циркулирующего катализатора в расчете на металлический ко-
бальт [концентрация Со 0,2 % (масс.)]:
GH = 19258,8 • 0,002 = 38,5 кг/ч.
К
Общее количество кобальта:
GK = 38,5 + 1,2 = 39,7 кг/ч.
Расход оксида углерода на образование дикобальтоктакарбонила по ре-
акции
2Со+8СО —> Со2(СО)8.
GCO =	' 8 ' мсо/2лгк = 39-7  8'28/2'58’9 = 75»5 кг/4»
^со 75’5'22Л/28 = 60’4 м3/4-
101
Расход водорода на образование кобальттетрагидрокарбонила по реакции
Со2(СО)8 + Н2 2НСо(СО)4.
G^2 = GK • 2/Л1к - 2 == 39,7/58,9 = 0,7 кг/ч,
= 0,7 • 22,4/2 = 7,8 м3ч.
Общий расход СО:
Gco «= Gg0 -р g£o = 46 Н ,6 + 75,5 = 4687,1 кг/ч,
l'co = ^co + ^co = 3689’3 + 60'4 = 3749,7 м3/ч.
Общий расход водорода
Gh2 = gh2 +	= 362,3 + 7,8 = 370,1 кг/ч,
yH2 = 4058,2 + 7,8 = 4066 м3/ч.
Расход технического водорода:
Wco° - W 4066.0,806 - 3749,7.0,114	_
и т в ---------------------------------------------------= 3660t6 м3Лг.
хнХо -	0,967-0,806-0,008.0,114
Расход технического оксида углерода
Ут о = (Усо - ^coJAco = (3749,7 - 3660,6 • 0,008)/0,806 = 4615,9 м3/ч.
Зная количество Ут. в и Гт. о, рассчитываем состав синтез-газа:
Технический оксид
	Технический	водород	углерода		Синтез*	газ
Компонент	% (об.).	м3/ч	% (o6J	М’/ч	ма/ч	% (об.)
со	0,8	29,3	80,6	3720,4	3749,7	45,30
со2		—	1,2	55,4	55,4	0,67
Н2	96,7	3539,8	11,4	526,2	4066,0	49,13
n2	2,5	91,5	6,6	304,7	396,2	4,79
сн4		—	0,2	9,2	9,2	0,11
Всего. .	. 100,0	3660,6	100,0	4615,9	8276,5	100,00
Задача 1.30. Количество превращенного пропилена:
ДСз = 6893,6/42 = 164,1 кмоль/ч.
Суммарное количество непревращенного пропилена и пропана в пропан-
пропиленовой фракции и образовавшегося в процессе пропана:
= 440/42 + 108,2/44 = 13 кмоль/Ч.
о
Общее количество фракции С3 (включая образовавшийся пропан):
Nc? = 164,1 + 13= 177,1 кмоль/ч.
Количество превращенного водорода:
Дн? = 370,1/2 = 185,05 кмоль/ч.
Количество превращенного оксида углерода:
Дсо = 4687,1/28 = 167,4 кмоль/ч.
Количество жидких продуктов и растворителя:
4 = 10 104/72 + 1153,9/74 + (7407,7 + 593,2)/90 = 244,8 кмоль/ч.
m
Принимаем № = 160,0 кмоль/ч.
Тогда L + Н' = 244,8 + 160,0 == 404, 8 кмоль/ч.
Принимаем Q — W 4- L -f- S = 560 кмоль/ч.
Задаемся значением количества отдувки V = 300 кмоль/ч.
Находим количество свежего синтез-газа:
1 + £ lA,/(v + <?/«<)] - (Л'с, - ЛС,)/(Г + <г/Хснз)
в =--------5------------—----------------------------------------
£ lz,/<.v + <W1
i
I85-05	,	167,4	177,1 - 164,1
+ 300 + 560/4,9 + 300 + 560/3,6	300 4- 560/0,3
0,4913	0,4530	0,0479	0,0067	" 0,0011
300 4- 560/4,9 + 300 4- 560/3,6 + 300 4- 560/3,6 + 300 4- 560/1,0 + 300 4- 560/0,73
= 788 кмоль/ч.
Находим значения гц:
Ун2 = (Вгн2 “ Лн2)/(Г + Р/*н2) =
= (788 • 0,4913 - 185,05)/(300 + 560/4,9) = 0.4878;
Усо ~ (^гсо — ^со)/(^ + Q/^co)=
= (788 • 0,453 - 167,4)/(300 4- 560/3,6) = 0,4161;
= Bz^/fV + Q/Kn.2) = 788 • 0,0479/(300 4- 560/3,6) = 0,0827;
^соэ = Bzcojiy + <Жсо2) = 788 • 0,0067/(300 4- 560/1,0) = 0,0061;
= BzCtiJ(V + Wch4) = 788 ‘ 0,0008/(300 4- 560/0,73) = 0,0008;
УСз = (*CS - ЛСз)/(У +	= (17Л1 - 164,l)/(300 4- 560/0,3) = 0,0060,
2 у, = 0,4878 4- 0,4161 4-0,0827 + 0,0061 +0,0008 + 0,0060 = 0,9995.
Находим концентрацию газообразных компонентов в жидкой фазе и ко-
личество растворенных компонентов по уравнениям xi = yi/Kt, Si-rzQxu
Компонент	кмоль/ч		У;	xi	кмаль/ч	Sf. кг/ч
На	185,1	4,9	0,4878	0,0996	55,8	111,6
СО	167,4	3,6	0,4161	0,1156	64,7	1811,6
n2	0,0	3,6	0,0827	0,0230	12,9	361,2
со2	0,0	1,00	0,0061	0,0061	3,4	149,6
СН4	0,0	0,73	0,0008	0,0011	0,6	9,6
Сз	164,1	0,3	0,0060	0,0200	11,2	481,6
Жидкие продукты	0,0	0,0	0,0000	0,7346	411,4	32459,5
Всего, > ,	^*4*		0,9995	1 0000	560,0	35384,7
Концентрация и количество жидких продуктов;
1 - SxJ = 1 - 0,2654 = 0,7346,
5 25; = 148,6 кмоль/ч.
103
Проверяем баланс по газообразным продуктам*
Bzn2 = Лн2 + v¥h2 + 5Ha’
788 • 0,4913 = 185,05 + 300 • 0,4878 + 55,8,
387,14 = 387,19;
Вгсо = ^со + V& + sco-
788 • 0,4530 = 167,4 + 300 • 0,4161 + 64,7,
357 = 356,9:
=	+ 5N2’
788 • 0,047 = 300  0-0827 + 12,9,
37,7 = 37,7;
ВгСОа = ^CO2 + 5CO2’
788 • 0,0067 = 300 • 0,0061 + 3,4,
5,28 = 5,23;
fixCH4 = ^CH4 + ^сщ-
788 • 0,0011 = 300 • 0,0008 4- 0.6;
0,87 = 0.84;
^Сз = ^Сз + ^С3 + 5С3>
177,1 = 164,1 +300*0,0060 4-11.2
177,1 = 177,1.
Анализируя баланс по газообразным продуктам, можно отметить, что зна-
чительная часть СО и Н2 теряется за счет удаления примесей, причем более
70 % от этого количества выводится с отдувкой; распределение инертных
примесей между отдувкой и жидкими продуктами зависит от значений их
констант фазового равновесия; азот удаляется преимущественно с отдувкой,
остальные примеси, в основном, за счет растворения.
Количество циркулирующих жидких продуктов:
W = Q — L — S = 560 — 244,8 — 148,6 = 166,6 кмоль/ч
или
166,6*78,9= 13144,7 кг/ч,
где 78,9—средняя молекулярная масса жидких продуктов.
Расход свежего синтез-газа:
Усв= Д. 22,4 = 788-22,4= 17651,2 м3/ч.
Расход отдувки
Кот = 300 • 22,4 = 6720 м3/ч.
Для расчета было принято И7 = 160,0 кмоль/ч, в результате расчета по-
лучим 1Г = 166,6 кмоль/ч, что допустимо.
Задача 1.31. Количество циркулирующего газа:
Уц = Усв = 2 • 17651,2 = 35302,4 м3/ч.
Зная состав свежего синтез-газа и циркулирующего газа, находим их коли-
чество, а также состав и количество отдуваемого газа. Состав и количество
циркулирующего синтез-газа и отдуваемого газа;
104
			Циркулирующий газ		Отдуваемый газ	
Компонент	м	% (об.)	м5/ч	кг/ч	м’/ч	кг/ч
н2	2	48,8	17227,3	1538,2	3279,4	292,8
СО	28	41,6	14686,2	18357,7	2795,5	3494,4
n2	28	8,3	2930,0	3662,5	557,8	697,2
СО2	44	0,61	211,8	416,0	40,3	79,2
СН4	16	0,10	35,3	25,2	6,7	4,8
Фракция Сз	43	0,60	211,8	406,5	40,3	77,4
Всего .	4	*	100,0	35302,4	22868,4	6720,0	4645,8
Состав и количество свежего синтез-газа:
Компонент	м	мэ/ч	% (об.)	кг/ч	% (масс.)
нй	2	8871,9	49,13	792,1	6,55
СО	28	7995,9	45,30	9994,9	82,67
Na	28	845,5	4,79	1056,9	8,74
СОа	44	118,3	0,67	232,4	0,19
СН4	16	19,4	0,11	13.9	1,15
Всего. .	ч	17651,2	100,00	12090,2	100,00
Составляем сводный материальный баланс процесса (табл. 1.17), учиты-
вая, что водород и оксид углерода, связанные в виде кобальтгидрокарбопила,
теряются, поскольку катализатор возвращается в процесс в виде металличе-
ского кобальта, а водород и оксид углерода выделяют в декобальтизаторе;
поэтому в материальном балансе их учитываем в виде потерь.
Задача 1.32. Для расчета на ЭВМ вводим следующие исходные данные:
N = 6; М = 4; VA = 300; Q = 500; GP = 177,1.
Значения Z(I), Р(Т), А(1) вводим в соответствии с данными, приведенными
в задаче 1.25.
Принимаем следующие значения C(I): С(1) — 1; С(2) =0,5; С(3) =
= 0,25; С(4) = 0; W L = WL = 409,2; F = 0,1. Результаты расчета при-
ведены на листинге (см. с. 60) в следующем порядке: 1 —- Н3; 2 — СО; 3—М2;
4 — СО2; 5 — СН4; 6 —фракция Са.
Проанализировав результаты счета, можно сделать следующие выводы;
с уменьшением количества отдуваемого газа в 2 раза (с 300 до 150 кмоль/ч)
концентрация СО снижается всего на 2 %, а мольное соотношение Н2: СО
с 1,2: 1 до 1,25: 1, при отношении На: СО в свежем синтез-газе 1,09: 1; зна-
чение S меняется слабо; количество свежего синтез-газа уменьшается почти в
1,5 раза. Следовательно, целесообразно работать с минимальными значениями
количества отдувки V, поскольку это позволяет существенно уменьшить рас-
ход синтез-газа. Однако дальнейшее уменьшение количества отдувки до
75 кмоль/ч приводит к снижению концентрации СО в циркулирующем газе
до 37 % (мол.), а его парциального давления до 11 МПа при общем давле-
нии 30 МПа Это нежелательно, поскольку для поддержания стабильного
процесса (достаточно высокой концентрации кобальткарбонилов) оно должно
быть около 12 МПа Поэтому в данном случае количество отдуваемого газа
рекомендуется принять не менее 150 кмоль/ч, что обеспечивает необходимое
парциальное давление СО.
Задача 1.33. Часовая производительность по ацетальдегиду;
°ац = Gau ' 100°/Z = 100 ООО ‘ Ю00/8078 = 12379,3 кг/ч.
Расход этилена на образование ацетальдегида:
б' - (? М /Л4 = 12379,3 • 28/44 = 7877,3 кг/ч.
Or	u *-L	7/ и 1Л
Расход этилена с учетом потерь:
+ w) = 7877>3 (1 + ж) = 8113-6
105
Таблица 1.17. Сводный материальный баланс процесса
гидроформилирования
Входит	кг/ч	Выхолит	кг/ч
Пропиленовая фракция	7407,7	Продукты гидроформили-	11851,1
Растворитель	7407,7	рования	
Свежий синтез-газ	12090,2	Растворитель	7407,7
в том числе:	792,1	Отдувка	4645,8
Н2		в том числе:	
со	9994,9	н2	292,8
n2	1056,9	СО	3494,4
со2	232,4	N2	697,2
сн4	13,9	СО2	79,2
Циркулирующий синтез-газ	22868,4	СН4	4,8
в том числе:		фракция С3	77,4
Н2	1538,2	Растворенный газ	2925,2
со	18357,7	в том числе:	
n2	3622,5	н2	111,6
со2	416,0	СО	1811,6
сн4	25,2	n2	361,2
фракция С3	406,5	СО2	149,6
Катализатор (в расчете	39,7	сн4	9,6
на Со)		фракция С3	481,6
в том числе:	38,5	Циркулирующий газ	22868,4
циркулирующий		в том числе:	
свежий	1,2	н2 со n2 СО2 сн4 фракция С3 Циркулирующий катализа- тор Потери катализатора Потери СО и Н2 с катали- затором	1538,2 18357,7 3622,5 416,0 25,2 406,5 38,5 1,2 76,2
Всего			49813,7	Всего 		49814,1
Количество превращенного этилена:
G^P =	. юо/С( = 8113,6  100/93 = 8724,3 кг/ч.
Загрузка реактора
G3 = ОдР/К = 8724,3/0,98 = 8902,3 кг/ч.
Количество технического этилена:
G3 = G3 • 100/х = 8902,3  100/99,9 == 8911,2 кг/ч.
Содержание примесей в техническом этилене:
Gnp = G3 — G3 = 8911,2 — 8902,3 = 8,9 кг/ч.
Количество непревращенного этилена:
GiienP e= G3 _ GnP = 8902)3 _ 8724)3 = 178 кг/ч#
106
Расход этилена на образование продуктов реакции, кг/ч;
G* = G"pC./100:
ацетальдегида
G' =8113,6;
уксусной кислоты
0^ = 8724,3- 1,0/100 = 87/2;
диоксида углерода
6^ = 8724,3 • 2,5/100 = 218,15
щавелевой кислоты
G^ = 8724,3 - 0,6/100 = 52,3;
кротонового альдегида
G^ = 8724,3 * 0,3/100 = 26,2;
полимерных соединений
G® = 8724,3 • 0,9/100 = 78,5;
этилхлорида
G^ = 8724,3 • 0,06/100 = 5,3;
метилхлорида
G*= 8724,3-0,02/100 = 1,7;
монохлорацетальдегида
G* = 8724,3 - 1,03/100 = 89,9;
дихлорацетальдегида
G*0 = 8724,3.0,3/100 = 26,2;
&
трихлорацетальдегида
0^=8724,3-0,15/100 = 13,1;
хлороформа и метилхлорида
G™ = 8724,3 * 0,14/100 = 12,2.
Расход (кг/ч) кислорода определяем исходя из уравнений реакции (см,
методические указания):
Расход кислорода на реакцию, кг/ч:
Gq2 = G[nxMQjM3 = 8113,6• 0,5 • 32/28 = 4636,3;
Gq2 = 87,2 • 32/28 = 99,7;
G£j2 = 218,1 • 3 • 32/28 = 747,8;
Gk, = 52,3 • 2,5 • 32/28 = 149,4;
G^ = 26,2.0,5 • 32/28 = 15,0;
G^ = 78,5 • 0,36/0,64 = 44,2;
= Go2 = 0:
G^2 = 89,9.32/28 = 102,7;
Goa = 26,2 • 1,5*32/28 = 44,9;
107
Gq2= 13,1 •2-32/28 = 29,9;
G^ = 12,2 • 2 • 32/28 = 27,9.
Суммарное количество прореагировавшего кислорода
GOPa = Е Go2 = 5897>3 КГ/Ч‘
Объем поглощенного кислорода при нормальных условиях:
ДУОа = 0,7GO2 = 0,7 • 5897,8 = 4128,5 м3/ч.
Расход воздуха в реактор:
1 -	1 — 0,04
V = ДУ —----------= 4128,5----------------= 23313,9 м3/ч;
*О2 “ *о2	0,21-0,04
в том числе;
кислорода
УОа = 23313,9  0,21 = 4895,9 м3/ч;
азота
VN2 = 23313,9 — 4895,9= 18418,0 м3/ч.
Количество воздуха:
GOa = 4895,9 - 32/22,4 = 6994,1 кг/ч;
GN2 = 18418,0  28/22,4 = 23022,5 кг/ч;
Ga = 6994,1 + 23022,5=30016,6 кг/ч.
Количество непрореагировавшего кислорода:
GHO? = 6994,1 — 5897,8 = 1096,3 кг/ч.
Количество отработанного воздуха:
G°T= 1096,3 + 23022,5 = 24118,8 кг/ч.
Расход НС1 (см. с. 58, НС1 расходуется на реакции 7—12):
ghcj = G&kAci/^
GHC] = 5>3 - 36,5/28 = 6,9 кг/ч;
GHC1 = V • 2 • 36,5/28 = 4,4 кг/ч;
GHC! = 89-9 * 36,5/28 = 117,2 кг/ч;
GHC! = 26-2'2 ’ 36,5/28 = 68,3 кг/ч;
G|)C]= 13,1 -3-36,5/28 = 51,2 кг/ч;
= 12,2  6 • 36,5/28 = 95,7;
Суммарное количество Ghci = 343,7 кг/ч.
Количество циркулирующего катализаторного раствора:
К<ат = GaIi/aK = 12 750/6,5 = 1961,5 м3/ч,
G№=VKaTp = 1961,5- 1150 = 2255725,0 кг/ч.
Задача 1.34. Количество образовавшихся продуктов реакции:
ацетальдегида
Gi = СэЛ1<щ/Л1э = 811316 ' 44/28 = 12 750 кг/ч;
108
уксусной кислоты
G2 = 87,2 • 60/28 = 186,9 кг/ч;
диоксида углерода
G3 =218,1 • 2  44/28 = 685,5 кг/ч;
щавелевой кислоты
G4 = 52,3 -90/28= 168,1 кг/ч;
кротонового альдегида
G5 = 26,2 • 0,5 • 70/28 = 32,8 кг/ч;
полимерных продуктов
Gfl = 78,5	44,2 = 122,7 кг/ч;
этилхлорида
G7 = 5,3’64,5/28= 12,2 кг/ч;
метилхлорида
G8= 1,7-2-50,5/28 = 6,1 кг/ч;
монохлорацетальдегида
G9 = 89,9 - 78,5/28 = 252,0 кг/ч;
дихлорацетальдегида
G10 = 26,2 * 113/28 = 105,7 кг/ч;
трихлорацетальдегида
Gn = 13,1 -147,5/28 = 69,0 кг/ч;
хлороформа
Gl2 = 12,2 • 2 • 119,5/28 = 104,1 кг/ч.
Количество образовавшейся воды (в реакциях 3, 4, 5, 9—12):
°н20 = 218з ’2 • 18/28=280’4 кг/4;
G^aO = 52,3*18/28 = 33,6 кг/ч;
G^o = 26,2 - 0,5 • 18/28 = 8,4 кг/ч;
Gh2q = 89,9 • 18/28 = 57,8 кг/ч;
сн2о = 26>2 •2 *18/28 = 33>7 кг/ч;
°нао == 13>* • 3 * 18/28 = 25>3 кг/4'.
gH2o = 12,2.4.18/28 = 31,4 кг/ч;
Суммарное количество образовавшейся воды:
GH2O = 470’6 кг/4-
Составляем материальные балансы превращения этилена (табл. 1.18,
1.19).
Задача 1.35. Количество нитрила акриловой кислоты (НАК) с учетом
потерь:
Ghak • Ю00	120 000-1000
UHAK Z[l~ (П/100)]	8000 [1 - (2/100)	'
109
Таблица 1.18. Материальный баланс превращения этилена (кг/ч)
Продукт	Вступило в реакцию			Образовалось	
	этилена	кисло* рода	хлоро- водорода	кислород* и хлор* содержащих продуктов	ВОДЫ
Ацетальдегид	8113,6	4636,3		12750,0	
Уксусная кислота	87,2	99,7		186,9	
Диоксид углерода	218,1	747,8	— -	685,5	280,4
Щавелевая кислота	52,3	149,1	——	168,1	33,6
Кротоновый альдегид	26,2	15,0	—	32,8	8,4
Полимерные соединения	78,5	44,2	—  -	122,7	——
Этилхлорид	5,3	0,0	6,9	12,2		 1 
Метилхлорид	1,7	0,0	4,4	6,1	—
Монохлор ацетальдегид	89,9	102,7	117,2	252,0	57,8
Дихлорацетальдегид	26,2	44,9	68,3	105,7	33,7
Т рихлорацетальдегид	13,1	29,9	51,7	69,0	25,3
Хлороформ и метиленхлорид	12,2	27,9	95,7	104,1	31,4
Всего 		8724,3	5897,8	343,7	14495,1	470,6
Таблица 1.19. Материальный баланс процесса
Входит	кг/ч	Выходит	кг/ч
Этиленовая фракция в том числе: этилен примеси Катализаторный раствор Хлороводород Воздух в том числе: кислород азот	8911,2 8902,3 8,9 2255725,0 343,7 30016,6 6994,1 23022,5	Реакционная масса в том числе: кислород- и хлорсодер- жащие продукты вода катализаторный раствор Непрореагировавший этилен Примеси Отработанный воздух в том числе: кислород азот	2270690,7 14495,1 470,6 2255725,0 178,0 8,9 24118,8 1096,3 23022,5
Всего 		2294996,5	Всего 		2294996,5
Количество превращенного пропилена;
Gnp = Ghak • 100/(1,262CJ =» 15306 • 100/(1,262 • 80) =
=я 15160,5 кг/ч;
Апр "	*= 15160,5/42 = 361 кмоль/ч.
Количество пропилена в загрузке:
G^Fl6 = Gnp • 100/К = 15 160 - 100/85 = 17835,3 кг/ч;
^С3Нв = Сс3НвМ3н6 = 17835,3/42 = 424,6 кмоль/ч.
110
Состав и количество пропиленовой фракции:
	кг/ч	% (масс-)
С2Н8	71,3	0,4
с3н,	17585,6	98,6
с3н3	178,4	1,0
Всего. . .	17835,3	100,0
Количество непревращенного пропилена:
GHe„p = °C,щ-Сир =17835.3- 15160,5 - 2674.8 кг/ч.
Количество аммиака, подаваемого в реактор:
G^rb =	= 17  424,6  0,9 = 6496,4 кг/ч
Количество кислорода:
G'^a = 32ЛГ3иОг == 32 • 424,6 -1,7= 23098,2 кг/ч.
Количество азота в воздухе:
= G3O2  0,768/0,232 = 23 098 • 0,768/0,232 == 76463,1 кг/ч.
Количество водяного пара;
G" п « 18ЛС/г„ п = 18 • 424,6 • 3 = 22928,4 кг/ч.
О-ll	о о < 11
Расход реагентов на реакцию;
аммиака
= Ы (С, + 2 С., + С„) = 361 (0,82 + 2 • 0,05 + 0,035) = 337,5 кмоль/ч;
GNH3 = 337,5 • 17 = 5737,5 кг/ч;
количество непревращенного NH3:
G«^P = 6496,4 - 5737,5 = 758,9 кг/ч;
кислорода
Л/02 = (1,5С( + 2С2 + 0,5С3 + 4.5С4 + С5) =
= 361 (1,5 • 0,8 + 2 • 0,05 + 0,5 • 0,035 + 4,5  0,07 + 0,015) = 594,7 кмоль/ч;
GOa = Л/02 • 32 = 594,7 • 32 = 19030,4 кг/ч;
количество непревращенного О2:
GHenp = 23098,2 - 19030,4 = 4067,8 кг/ч.
Конверсия кислорода:
КОг = 19030,4 - 100/23098,2 = 82,4 % (масс.)
Количество продуктов реакции:
нитрила акриловой кислоты:
^нак = ^5 306 кг/ч;
циановодорода
Ghcn = WnpC2 • 27 « 361.0,05 • 27 = 487,4 кг/ч;
метана
GCHt = ^прСз * 16 = 361 ’0)035 ’ 16 = 202)2 кг/ч>
111
Таблица L20. Материальный баланс реактора (кг?ч}
Компонент	Загрузка	Не вступило в реакцию	Продукты реакции	Контактный газ
сн4		—	202,2	202,2
С2Нв	71,3	71,3	— 	71,3
с3на	17835,3	2674,8		2674,8
С3Нз	178,4	178,4	— I	178,4
о2	23098,2	4067,8	—	4067,8
n2	76463,1	76463,1		76463,1
NH3	6496,4	758,9	—	758,9
Н2О	82928,4	82928,4	18584,3	101512,7
СО3	—	<—	3335,6	3335,6
HCN		F	487,4	487,4
СНа=СНСНО	*		V	303,2	303,2
CHa=CHCN	—		15306,0	15306,0
CH3CN		F	и»	1258,1	1258,1
Полимеры			454,8	454,8
Всего 		207071,1	167142,7	39931,6	207074,3
нитрил ускусной кислоты
gCH3cn = Л'пр (с2 + сз) 41	361 <°’05 + О’035) 41 = 1 W кг/4»
диоксида углерода
GCO3 =	- 3 '	• 44 = 361 • 3 * 0,07 * 44 == 3 335,6 кг/ч;
акролеина
Ga= #прСь- 56 = 361 «0,015*56 = 303,2 кг/ч;
полимеров
(?п = GnpCs = 15 160,5 • 0,03	454,8 кг/ч;
воды
GH3O = ^пр (3Ci + 4С2 + С3 + ЗС4 + С5> 18 =
=* 361 (3  0,8 4- 4  0,05 + 0,035 + 3 • 0,07 -Ь 0,015) 18 = 18 584,3 кг/ч.
Составляем материальный баланс (табл. 1.20).
Задача 1.36. Производительность по полиэтилену:
G„ = Gra • 1 000/Z =* 100 000 • 1 000/7 500 = 13 333,3 кг/ч.
Суммарные потери этилена:
П = П; 4" Па 4" П3 ~ 0,5 4" 4,5 4* 0,1 == 5,1 % (масс).
Рассчитываем потоки, поступающие на компрессию I каскада.
Количество свежего этилена с учетом потерь:
Gcn =
э 100-П
G..100 _ 1зззз,з: юо =
100—5,1 тмя.» чг/ч.
Количество инертных примесей в свежем этилене:
1_y	1_о gag
<%>-<? —---14 W-оЖ—'М
Принимаем, что количество рециркулирующего этилена низкого давления cor 1
стайляет 25 % от количества полиэтилена;	j
(?Ре и == 0,25G21 = 0,25 • 13 333,3 ==* 3 333,3 кг/ч.	•
Л» Д	«	1
112
Расход кислорода, массовые доли:
4),-32
Х°2	28-100
0,005 • 32
28- 100
= 0,000 057.
Количество этилена на входе в реактор:
G3 = Gn/K = 13 333,3/0,18 = 74 073,9 кг/ч.
Количество кислорода
GQi = G9xo^ = 74 073,9 • 0,000 057 = 4,2 кг/ч.
Поступает на компрессию I каскада:
Gr = G7 + G^ + GK + GO2 =
= 14 049,8 -|- 14,1 + 3 333,3 + 4,2= 17 401,4 кг/ч.
Выходит после компрессии I каскада;
(-вых _ пев (, _ п1 \ I г рец , ^рец , г __
Gl —	100 J+’+p "Г % д -г ^Оа —
= 17 401,4 — (0,5 • 14 049,8)/130 = 17 331,2 кг/ч.
Поступает на компрессию II каскада:
из компрессора I каскада 17 331,2 кг/ч
рециркулирующего этилена
GPeu = G9 - G^x + GO7 = 74 073,9 - 17 331,2 + 4,2 = 55 746,9 кг/ч;
рециркулирующих инертных примесей
Оре„ _ °Г (। -	_ 66 746,9(1-0,978) _
°ПР----------“5П	0,978	~ ‘27Ь’6 кг/ ’
Лпр
всего
G*x = 17 331,2 + 56 746,9 + 1 276.5 = 75 354,6 кг/ч.
Выходит после полимеризации и дросселирования:
полиэтилена
G = G' + 4^-G™ = 13 333,3 + (0,1/100)- 14 049,8= 13 347,3 кг/ч;
и 11	। OU	*
рециркулирующего этилена низкого давления
GPe«= 3 333,3 кг/ч;
потери этилена в системе высокого давления
П2
100
_,св 4,5- 14 049,8
(J 3=	------
9	100
= 632,2 кг/ч;
потери инертных примесей в системе высокого давления:

п
п
_ rPert
пр
„рец
Лпр
= 632,2
1 — 0,978
0,978
= 14,2 кг/ч;
рециркулирующего этилена высокого давления
G’Peu = 56 746,9 кг/ч;
113
рециркулирующих инертных примесей
G{^= 1 276 кг/ч;
неучтенный кислород 4,2 кг/ч.
Всего выходит
= 75 354,5 кг/ч.
Баланс сошелся, количества инертных примесей, поступающих со свежим эти-
леном и теряющихся в системе высокого давления, равны. Следовательно,
концентрация инертных примесей в рециркулирующем этилене выбрана пра-
вильно.
Составляем сводный материальный баланс установки.
Задача 1.37. Количество полиэтилена:
G'n = G[, • 1 000/2 = 24 000 • 1 000/7 200 = 3 333,3 кг/ч.
Количество полиэтилена с учетом потерь:
Gn = G'(l +П1/100) = 3 333,3 (1 + 1,5/100) =3 383,3 кг/ч.
Потери полиэтилена: 3383,3 — 3333,3 = 50,0 кг/ч.
Количество низкомолекулярного полиэтилена:
GH. „ = б'П2/100 « 3 333,3 • 2/100 = 66,7 кг/ч.
Расход 100 %-ного этилена на реакцию;
А = Gn + GH. п = 3 383,3 + 66,7 = 3 450,0 кг/ч.
Количество отдуваемых газов:
V = А (1 - х)/(х - у) = 3 450 (I - 0,995)/(0,995 - 0,98) = I 150 кг/ч.
Количество отдуваемого 100 %-ного этилена:
ИСаН4 = Vy = 1 150 • 0,98 = 1 127,0 кг/ч.
Количество отдуваемых примесей:
К„р = г - Гс,н, = 1 150 - I 127 - 23 кг/ч.
Количество свежего этилена:
= (4 + Vy}fx = (3 450 + I 127)/0,995 = 4 600 кг/ч.
Количество 100 %-лого этилена:
GCaH4 = 4 600 • 0,995 = 4577 кг/ч.
Количество поступающих примесей:
Кпр — 4 600 (1 — 0,995) = 23 кг/ч.
Баланс по примесям сошелся.
Расход бензина:
G6 = 3 383,3 • 700/130 = 18 217,8 кг/ч.
Расход TiCl4:
С'.сц = GnaTICi4/100 = 3 383,3 • 0,6/100 = 20,3 кг/ч.
Расход ТЭА:
^ТЭА = Сп°тэа/100 = 3 383’3 * 0,4/100 = 13,5 кг/ч.
114
Количество растворов TiCl4 и ТЭА:
GTjCU = G^-сц • 100/с = 20,3  100/1,0 = 2 030 кг/ч,
GT3A = G'r3A- 100/с= 13,5- 100/1,0 = 1 353 кг/ч.
Количество бензина:
в растворе Т1С14 2 030 — 20,3 = 2 009,7 кг/ч,
в растворе ТЭА 1 353 — 13,5 = 1 339,5 кг/ч,
суммарное 3 349,2 кг/ч.
Сводный материальный баланс процесса приведен ниже:
Вход, нт	кг/ч	Выходит	кг/ч
Этилен (100%-ный)	4577,0	Полиэтилен	3333,3
Инертные примеси	23,0	Низкомолекулярный по-	66,7
Бензин (растворитель)	18217,8	лиэтилен	
TiCl4	20,3	Отдуваемый этилен	1127,0
ТЭА	13,5	Отдуваемые примеси	23,0
Бензин в катализатор-	3349,2	Бензин	21567,0
ном растворе		Катализатор	33,8
		Потери	50,0
Всего. . .	26200,8	Всего. . .	26200,8
ГЛАВА 2
РАСЧЕТ СОСТАВА ПРОДУКТОВ РЕАКЦИИ, КОНВЕРСИИ,
ВЫХОДА И СЕЛЕКТИВНОСТИ
Рассмотренные в главе 1 основные показатели работы нефтехи-
мических процессов (конверсия, выход целевого продукта в рас-
чете на пропущенное сырье и селективность) в значительной
степени определяют экономику соответствующих процессов. По-
этому их расчету придается большое значение В начале главы 1
приведены основные определения этих показателей и методы их
расчета для простейших реакций. Фактически эти показатели
для конкретных промышленных процессов, реализованных или
разрабатываемых, рассчитываются на основе эксперименталь-
ных, промышленных или лабораторных данных и определение
этих показателей требует сложных расчетов.
В некоторых случаях состав продуктов реакции может быть
рассчитан исходя из теоретических предпосылок. Для обрати-
мых химических реакций большое значение имеет подбор усло-
вий, сдвигающих равновесие реакции в нужном направлении.
В данной главе приведены конкретные примеры расчета ос-
новных показателей работы промышленных процессов, а также
состава продуктов реакции, когда известны результаты, получен-
ные экспериментально (в лабораторных условиях), либо когда
необходимо обработать данные обследования действующих про-
мышленных установок.
115
Кроме того, приведены примеры расчета начального состава
продуктов распада простейших углеводородов, исходя из ра-
дикально-цепного механизма процесса, а также равновесных со-
ставов для некоторых обратимых реакций.
Задачи
2.1.	Определить относительную вероятность отрыва атома водо-
рода от молекулы парафина (RH) по связям перв-С—Н, втор-
С—Н, трет-С—Н в реакции СН3 + RH —* CH4-}-R при темпе-
ратурах 600, 700, 800 и 900 °C.
2.2.	Определить относительную вероятность разрыва связей
при 500 и 800 °C в молекуле парафина нормального строения
1	2	3	4	5
С—С—С—С—С	если энергия активации разрыва связи
С-1—С-2 равна 334,9; С-2—С-3 — 330,8; С-3—С-4 — 314,0;
С-4—С-5 — 309,8 кДж/моль.
2.3.	Рассчитать состав и выход первичных продуктов пиро-
лиза «-бутана по радикально-цепному механизму при темпера-
туре 780°C и атмосферном давлении; сравнить с эксперимен-
тальными данными по выходу первичных продуктов пиролиза
(моль/100 моль превращенного бутана): Н2 — 37,1; СН4 — 52,5;
С2Н4- 66,7; С2Н6-8,1; С3Н6-48,8; С4Н8—10,2.
2.4.	Рассчитать выход первичных продуктов распада «-бу-
тана при 518 °C и давлении 0,013 МПа и сравнить с эксперимен-
тальными данными по выходу продуктов распада «-бутана
(моль/100 моль превращенного бутана): Н2— 6; СН4 — 74;
С2Н4 — 30; С2Нб —21; С3Нб - 74; С4Н8-1-0,8.
2.5.	Рассчитать состав и выход первичных продуктов пиро-
лиза изопентана, протекающего по радикально-цепному меха-
низму при температуре 800 °C.
2.6.	Рассчитать состав и выход первичных продуктов пиро-
лиза «-гексана по радикально-цепному механизму при темпера-
туре 850°C (без учета реакций изомеризации).
2.7.	Рассчитать выход первичных продуктов распада пропана
при температуре 544°C и конверсии пропана 1 %; сравнить с
экспериментальными данными по выходу продуктов распада
(моль/100 моль превращенного пропана): Н2 — 57; СН4 — 43;
С2Н4 —43; СзН6 —57; С4Н8— 1.
2.8.	Рассчитать выход и состав первичных продуктов рас-
пада пропана при температуре 820°С и атмосферном давлении;
сравнить с экспериментальными данными по выходу продуктов
пиролиза пропана при конверсии 20,8 % (моль/моль превращен-
ного С3Н8): Н2 — 67,0; СН4 — 33,5; С2Н4 — 60,0; С2Н6 — 1,5;
С3Н6 —45,0; углеводороды С4 —2,5.
2.9.	Рассчитать выход продуктов пиролиза «-бутана на про-
пущенное сырье [в % (масс.)] при 780°С, если конверсия бу-
тана составляет 50%. Состав продуктов пиролиза «-бутана
взять из задачи 2.3.
116
2.10.	Рассчитать выход продуктов пиролиза «-бутана на про-
пущенное сырье при температуре 518°С и конверсии 20%.
2.11.	Рассчитать выход продуктов пиролиза изопентана на
пропущенное сырье при температуре 800°C и конверсии 60%.
2.12.	Рассчитать выход продуктов пиролиза бензина в расчете
на пропущенное сырье, составить баланс разложения.
Исходные данные:
состав газа пиролиза, % (об.): Н2—13,9; СН4 — 30,6; СО2 — 0,1;
С2Н2 —0,5; С2Н4 —32,2; С2Н6 — 4,6; С3Н4 —0,2; С3Н6- 11,2;
С3Н3—-0,4; С4Н6— 2,6; С4Н3—1,9; С4Н10— 0,2; С5Н10—1,2; угле-
водороды Се—0,4; количество: сырья 40 000 кг/ч; газа пиролиза
25 482 м3/ч (при 20°C и давлении 0,11 МПа); смолы 12 280 м3/ч;
плотность смолы — 0,9571.
2.13.	Рассчитать конверсию этана, выход продуктов пиро-
лиза в расчете на пропущенное и разложенное сырье
[в % (масс.)], составить баланс разложения этана.
Состав продуктов пиролиза, % (об.): Н2 —33,0; СО2 — 0,2;
СН4 —8,6; СЛЬ-0,3; С2Н4 —31,3; С2Нб-24,7; С3Н6 — 0,6;
С3Н8 —0,1; С4Н6 —0,4; С4Н8 —0,1; С4Н10 —0,1; С5 и выше —0,6.
2.14.	На лабораторной установке проведен пиролиз н-гек-
сана при температуре 800°C. Рассчитать конверсию н-гексапа,
выход продуктов в расчете на пропущенное сырье, выход эти-
лена в расчете на превращенное сырье [в % (масс.)] и состав
продуктов разложения.
Исходные данные:
выход газообразных продуктов пиролиза в расчете на пропущен-
ный н-гексан, % (масс.): Н2 —0,8; СН4—11,2; С2Н4— 39,0;
С2Н6 —3,2; СзНб-15,0; С3Н8 — 1,5; С4Н6 — 3,2; С4Н8-6,0;
С4Н10 —0,3; С в СО —0,1;
выход, % (масс.): кокса —0,1; смолы — 15,8;
состав смолы, % (масс.): н-гексан — 80,6; углеводороды С5 + не-
идентифицированные — 3,95; бензол — 9,56; толуол —2,91; кси-
лолы 4- неидентифицированные углеводороды — 2,98.
2.15.	По приведенному ниже материальному балансу конвер-
сии технического метана рассчитать конверсию углеводородной
части сырья, выход и селективность процесса по оксиду угле-
рода:
Входит	кг/ч	Выходит	кг/ч
Исходный газ	3424,2	Сухой газ	7214,5
том числе:		б том числе:	
сн4	3290,0	сн4	1104,50
с2н6	31,5	На	977,6
с3н8	18,3	СО	1992,8
с4н10	12,2	соа	3057,4
Na	82,2	n2	82,2
Водяной пар	9447,0	Водяной пар	5666,7
Всего. . .	12881,2	Всего. . »	12881,2
2.16. Рассчитать количество контактного газа дегидрирова-
ния «-бутана, конверсию «-бутана и изобутана, суммарный вы-
117
ход я-бутенов и бутадиена на пропущенный н-бутан, селектив-
ность по бутенам и бутадиену, а также состав и количество про-
дуктов разложения.
Исходные данные:
состав бутановой фракции, % (масс.): С3Н8— 0,3; С4Н8— 2,8;
цзо-С4Ню—1,7; я-С4Ню — 95,0; С5 и выше — 0,2; количество бу-
тановой фракции 45 441 кг/ч;
состав контактного газа дегидрирования я-бутана, % (масс.):
Н2- 1,9; СН4 —2,7; С2Н4-1,6; С2Н6—1,1; С3Н6-2,4; С3Н8-
1,4; С4Н6— 2,0; ЯЗО'С4Н8— 0,4; я-С4Н8 — 29,4; цзо-С4Ню — 0,7;
Н-С4Н10 — 49,4; С5 и выше— 1,3; СО2— 3,2; N2 —2,5;
количество кокса 980 кг/ч.
2.17	Определить конверсию бутенов, выход бутадиена и се-
лективность, а также состав продуктов разложения дегидриро-
вания я-бутенов.
Исходные данные:
состав бутеновой фракции, % (масс.): С3Н8 — 0,2; С4Н6 — 0,8;
язо-С4Н8 — 6,0; я-С4Н8 — 76,0; изо-С4Н10 — 1,7; я-С4Ню — 14,7;
С5 и выше — 0,6;
состав контактного газа дегидрирования, % (масс.): Н2—1,4;
СН4 —0,7; С2И4 —0,7; С2Н6-0,4; С3Н6 - 0,1; С3Н8 - 0,3;
С4Н6 —24,8; язо-С4Н3 — 5,7; я-С4Н8 —44,9; изо-С4Ню ~ 1,7;
я-С4Н10 — 14,2; С5 и выше — 0,8; СО2 — 4,3.
2.18.	Найти конверсию я- и изо-бутана, селективность, выход
бутадиена, степень одностадийности процесса и состав продуктов
разложения одностадийного дегидрирования я-бутана.
Исходные данные:
количество загрузки 86 659 кг/ч;
состав загрузки, % (масс.): С3Н8— 0,08; С4Н0 — 0,35; изо-
С4Н8~3,96; я-С4Н8 — 35,52; ш?о-С4Н10 —2,34; я-С4Ню —57,35;
С5 и выше — 0,40;
состав контактного газа, % (масс.): Н2 — 1,21; СН4 — 2,50;
С2Н4- 1,39; С2Н5- 1,48; СзН6-2,69; С3Н3— 1,21; С4Н6-12,84;
нзо-С4Н8 — 3,81; я-С4Н8 — 34,09; нзо-С4Н10 — 2,04; я-С4Н10 — 30,91;
С5 и выше —0,67; СО — 0,27; СО2 — 0,44; N2 — 4,45.
2.19.	Определить количество контактного газа (на 100 кг за-
грузки), состав контактного газа [в % (масс.)], конверсию н-бу-
тенов, выход бутадиена и селективность, а также состав продук-
тов разложения бутенов и расход кислорода в процессе окисли-
тельного дегидрирования бутенов фирмы «Petrotex».
Исходные данные:
конверсия кислорода 100 %;
состав загрузки, % (мол.): я-С4Н!0 —4,75; С5Н12 —0,52; транс-
С4Н8-2 — 52,02; quc-C4H8-2 - 42,49; С4Н8-0,23;
состав контактного газа, % (мол.): СН4 — 0,03; С2 — 0,12,
СО —1,34; СО2—10,89; С3 —0,18; я-С4Н10 — 4,09; С5Н12 —0,61;
С4Н8-1 — 1,26; тряяс-С4Н3-2 — 14,91; ^яс-С4Н8-2 — 7,84; С4Н6 ~
57,90; СН2 = СИ - С = СН—0,20; СН3-СО-СН3-0,12; С4Н4О
(фуран)—0,22; СЫ-> = CH — СНО — 0,09; НСНО — 0,2.
118
2.20	Процесс дегидрирования пропана на проточной уста-
новке можно представить следующей схемой:
^->В + С	(1)
п
А—
-^>D	(2)
где А —пропан; В — пропилен; С — водород; D — продукты распада; kx и
ki — кажущиеся константы скоростей реакций; п, т — порядок реакций 1 и 2
соответственно, т = п.
При температуре 660°C экспериментально найденные кажу-
щиеся константы скоростей k\ и k% равны соответственно 0,1 и
0,05 с-5. Рассчитать селективность процесса дегидрирования в
этих условиях, если реактор работает в режиме, близком к ре-
жиму идеального вытеснения.
2.21.	При алкилировании бензола пропиленом получен ката-
лизат состава, % (масс.): бензол —35,0; изопропилбензол —
33,4; диизопропилбензолы — 22,8; триизопропилбензолы — 8,8.
Рассчитать конверсию бензола, выход и селективность про-
цесса по изопропилбензолу.
2.22.	На окислительный аммонолиз поступает (кг): 100 %-ного
пропилена Gnp— 1253,8; кислорода Go2 — 2359,7; аммиака Gnh;,-~-
516,16, а также примеси к пропилену и водяной пар. Получено
в расчете на продукты 100%-й чистоты (кг): акрилонитрила
бНАЧ-> 1000; акролеина Ga — 22,72; синильной кислоты Gc —
42,24; ацетонитрила Gau — 105,6; метана GM — 16,64; полимеров
Gn — 75,95; диоксида углерода Gco2 — 309,12; непрореагировав-
шего пропилена G'nP — 161,25; непрореагировавшего кислорода
Gq2 - 902,75.
Рассчитать выход акрилонитрила на пропущенный пропилен,
селективность по акрилонитрилу [в % (масс.) и % (мол.)], кон-
версию пропилена и кислорода. Долю пропилена, израсходован-
ного на образование побочных продуктов.
2.23.	В колонну окисления изопропилбензола (ИПБ) посту-
пает окислительная шихта в количестве Go. ш — 105 700 кг/ч с
содержанием гидропероксида изопропилбензола (ГПИПБ)
х'1 = 5 % и продуктов распада у\ = 0,6 %, Из колонны выходит
реакционная масса в количестве Gp. м — 99 523,6 кг/ч с содер-
жанием ГПИПБ х2 — 25 % и продуктов распада у2 = 1,9 %.
С верха колонны выходит отработанный воздух, содержащий
пары ИПБ, в количестве G^iib = 10 506 кг/ч; этот ИПБ содер-
жит = 0,5 °/о муравьиной кислоты и других кислых продуктов,
Определить конверсию изопропилбензола, выход ГПИПБ в
расчете на пропущенный ИПБ, селективность по ГПИПБ.
2.24.	В реактор основной ступени контактирования этилена
с кислородом поступает газовая смесь, которая содержит сле-
дующие количества компонентов (кг/ч): СО2 —37 029,5; С2Н4—
14 557,5; С2Н40 — 94,5; О2 — 27 734; N? — 293 745,37; СН4 +
+ С2Н6-914,15; Н2О —341,5.
119
Из реактора выходит контактный газ, который содержит
(кг/ч): СО2 — 43 750; С2Н4 — 8577,5, С2Н4О — 6165; О2 — 18 181,5;
N2 - 293 745,37; СН4 + С2Н6 — 914,15; Н2О — 308,3. Определить
конверсию этилена и кислорода, выход оксида этилена на про-
пущенный этилен, селективность по оксиду этилена.
2.25.	При окислительном дегидрировании метанола в форм-
альдегид кислородом воздуха протекают следующие реакции:
СН:,ОН + 0,5О2 — -> CH2O + H2o,	(I)
СН3ОН —> СН2О + Н2,	(2)
СН.ОН + 1,5О2 -—> СО2 + 2НаО,	(3)
СН3ОН + Нг —> СН< + Н2О	(4)
Наряду с окислительным дегидрированием протекает обычное
дегидрирование, в результате чего выделяется водород (реак-
ция 2), который частично взаимодействует с метанолом по реак-
ции (4). Дегидрированию подвергается 89,2 кг метанола (в рас-
чете на 100 %-ный метанол). На окисление подается 93,3 м3 воз-
духа. В результате реакции образуются жидкие продукты и газ
в количестве 100 м3. Состав газа, % (об.): О2— 0,5; N2— 73,7;
Н2 —21,0; СН4 —0,8, СО2 — 4,0.
Определить конверсию метанола, выход формальдегида на
пропущенный метанол и селективность процесса, а также кон-
версию кислорода.
2.26.	Рассчитать равновесный состав продуктов реакции син-
теза метанола из оксида углерода и водорода при давлении
5 МПа, температуре 250°С и мольном соотношении Н2; СО =
= 2:1. Критические параметры компонентов:
	СН3ОН	СО	На
Ркр, МПа	7,95	3,54	1,29
Гкр, К	513	134,1	32,2
гкр	0,22	0,29	0,29
2.27.	Рассчитать равновесный состав продуктов реакции де-
гидрирования «-бутана при давлении 0,1 МПа и температуре
850 К-
2.28.	Рассчитать равновесный состав продуктов реакции де-
гидродимеризации метана в этилен
2СН4 С2Н4 + 2Н2
при температуре 1123 К и давлении 0,1 МПа.
2.29.	Рассчитать равновесный состав продуктов одностадий-
ного дегидрирования смеси «-бутана и «-бутенов при темпера-
туре 900°C и давлении 0,02 МПа. Мольные доли «-бутана и «-бу-
тенов в смеси равны т = 0,7 и /1 = 0,3 соответственно. Значения
констант равновесия: КР1 = 0,536; КР2 = 0,0316.
2.30.	Рассчитать равновесный состав продуктов последова-
тельной реакции дегидрирования «-бутана в бутадиен при тем-
пературе 900 К и давлении 0,02 МПа, Значения констант равно-
весия взять из условий задачи 2.29,
120
Методические указания
/( задачам 2.3—2.7. Состав первичных продуктов реакции пи-
ролиза (при конверсии, близкой к нулевой) зависит от маршру-
тов стадии продолжения цепи п практически не зависит от реак-
ций инициирования и обрыва цепи. Вторичные реакции, проте-
кающие при пиролизе, не рассматриваем, поскольку они вносят
существенный вклад в состав продуктов на более поздних ста-
диях. Большое влияние на состав первичных продуктов оказы-
вают реакции изомеризации радикалов:
СН3СН2СН2СН2СН2 СН3СИ2СН2СНСН3 и др.
Однако для углеводородов с числом атомов углерода меньше 6
роль этих реакций невелика.
Исходя из сказанного выше, для приближенного расчета со-
става продуктов пиролиза используем следующий подход.
1. Записываем структурную формулу углеводорода, отмечаем
все возможные варианты отрыва атомов водорода и выбираем
неравноценные.
1	2	3
Пропан СН3—СН2—СН3: неравноценные варианты — отрыв
атомов водорода от С-1 и С-2, равноценные — от С-1 и С-3.
12	3	4
«-Бутан СН3—СН2—СН2—СН3: неравноценные варианты —
отрыв атомов водорода от С-1 и С-2, равноценные — от С-1, С-4
и С-2, С-3.
12	3	4
Изопентан СН3—СН—СН2—СН3: неравноценные варианты —
5
отрыв атомов водорода от С-1, С-2, С-3 и С-4, равноценные —
от С-1 и С-5.
2. Находим пути распада каждого из образующихся радика-
лов на простейшие радикалы Н, СН3, С2Н5, пользуясь следую-
щим правилом: распад сложного радикала происходит по наи-
более слабой связи С—С, находящейся в ^-положении по отно-
шению к углеродному атому с ненасыщенной валентностью.
Пропил-радикалы:
1	2	*
СН3—СН2—СНЙ —> СНз + СН2=СН2,
I 2	3
СНз—СН—СНз —> Н+С3Н6.
Пропил-радикал распадается по связи С-1 — С-2 с образова-
нием этилена и метил-радикала, а изопропил-радикал, отщепляя
водород, образует пропилен.
Бутил-радикалы:
1	2	3 f
снэ-сн3-сн2—сн2 —> с2н5+сн2=сн2,
121
!	2 J 4
СН3—СН2—СН-СН3 —> СНз+СН2=СН—сн3.
Бутил-радикал распадается по связи С-2 — С-3, образуя этил-
радикал и этилен, а атор-бутил-радикал— по связи С-1—С-2,
образуя пропилен и метил-радикал. В свою очередь этил-ра-
дикал распадается, отщепляя водород и образуя этилен
сн2—сн3 —> сн2=сн2+н.
Изопентил-радикал может распадаться по связи С-2 — С-3
или С-2 — С-5, образуя пропилен и этил-радикал или бутен-1 и
метил-радикал:
1	2 з 4	—> СН2=СН-СН3+С3Н5
СН2—СН—СН2—СН3—
|	—> СН2=СН—СН2—СНН-СНз.
сня
Трет-пентил-радикал распадается по связи С-3 — С-4, обра-
зуя метилпропен и метил-радикал:
1	.34
СН3—С—СН2СН3
Анэ
> СН3—С=СН2Ч-СН3.
I
сн3
Пользуясь указанными правилами, записываем возможные
схемы распада всех исходных радикалов, образующихся при от-
рыве атома водорода от исходного углеводорода.
3. Вероятность каждой из возможных неравноценных реак-
ций рассчитываем как произведение трех величин:
относительной вероятности отрыва атома водорода от С-1,
С-2 или С-3 атома углерода исходной молекулы углеводорода;
эта величина зависит от температуры (см. решение к задаче 2.1);
числа атомов водорода при углеродном атоме, от которого
отрывается атом водорода;
числа равноценных в образовании данного радикала углерод-
ных атомов в молекуле исходного углеводорода.
4. Зная вероятность каждой реакции, рассчитываем состав
продуктов распада.
К задаче 2.18. Расчет производим по методике, аналогичной
рекомендованной для дегидрирования «-бутана в бутены и бу-
тенов в бутадиен, но учитывая следующие отличия:
выход бутадиена рассчитываем по отношению ко всей за-
грузке реактора (бутан + бутены), а конверсию и селектив-
ность— только к «-бутану;
поскольку загрузка содержит «-бутены, режим процесса дол-
жен быть подобран так, чтобы они не расходовались; в против-
ном случае количество «-бутенов будет постепенно убывать, а
выход бутадиена снижаться, так как должно поддерживаться
некоторое равновесное соотношение бутадиена и «-бутена.
Поэтому вводим понятие степени одностадийности процесса,
равное соотношению количества бутенов в контактном газе и
122
загрузке:
С„„ ' ^с.н, • W°C4H„. % fMaee.).
Для нормального функционирования процесса должно соблю-
даться условие Содн> ЮО.
/< задаче 2.19. Необходимо пересчитать составы загрузки и
контактного газа, заданные в % (мол.), в массовые доли по
уравнению:
Xi = ХМОЛ;^(7 S
I	*
Процесс окислительного дегидрирования бутенов можно пред-
ставить следующими реакциями:
основная реакция
С4Н8+0,5О3 —> С4Н6+Н2О,	(1)
Побочные реакции:
С4Н8-р6О2 — > 4СО2-р4Н2О,	(2)
С4На + О2 —> 4СО+4Н2О,	(3)
С4Не+О2 —> СН2=СН—CseCH-}-2H2O,	(4)
C4Hs+O2 —> СНзСОСНз+НСНО,	(5)
С4Н8+1,5Ог —> С4Н4О+2Н2О,	(6)
С4Н8+1,5О2 —> СН2=СН—СНО+НСНО+Н2О.	(7)
Образование НСНО по реакциям (5) и (7) подтверждается тем,
что содержание НСНО [в % (мол.)] примерно равно суммар-
ному содержанию ацетальдегида и акролеина, а содержание ме-
тана очень мало [0,03 % (мол.)].
Расчет ведем на 100 кг загрузки.
Исходим из того, что суммарное содержание углерода и во-
дорода в контактном газе равно их суммарному содержанию в
загрузке:
gc+h2 = gc+h2
Поэтому необходимо по уравнениям (1—7) определить количе-
ство воды, образовавшейся за счет окисления водорода, и содер-
жание в ней водорода:
хн2 = (хсо/^со + хсо2/мсо2 + хс4нв/мс4н6 + 2xc4h4/mc4h4
+ ХС4Н4о/^С4Н4О ХС3Н4о/Мс3Н4о) ^н2-
Из содержания кислородсодержащих продуктов вычитаем со-
держание в них кислорода и прибавляем содержание водорода
в воде. Делим количество каждого компонента, содержащего
кислород, на его молекулярную массу М(- и умножаем на Mi —
—Л1о2 или ЛЬ —(Л4о2/2), в зависимости от содержания кислорода:
для СО2
/ ХСО2 (^СО2 ~	_ ХСО2 ( ^СОг ~ 32)
ХСО,-	и	Mc02
123
для остальных компонентов
,_х.[Л4г-(МО2/2)]= ММ/-16)
Xi	Mi	Ml
Складываем полученные значения xf со значениями х для
остальных компонентов и прибавляем содержание водорода
в воде Xf.h
£ * = £-s™ + £ *'+х'н,.
где Ехугл — содержание углеводородов, % (масс.); х\ — содержание углеводо-
родной части (Н2 и/или С), % (масс.); Xfj — содержание водорода в воде, %
(масс.).
Затем делим содержание каждого компонента на суммарное со-
держание компонентов, получаем состав и количество продук-
тов реакции в расчете на С и Н2. Количество последних равно
100 кг, как и количество загрузки. Количество контактного газа
находим по найденному содержанию (С -ф Н) в кислородсодер-
жащих продуктах, количество воды — по содержанию водорода
в воде. Находим общее количество кислорода, вступившего в
реакцию. Конверсия, выход бутадиена и селективность, а также
состав продуктов разложения находим по методике, аналогичной
приведенной в решении задачи 2.17.
К задаче 2.20. Для решения задачи в общем виде запишем
скорости расходования вещества А на всю реакцию и на образо-
вание вещества В:
®а = dcjdx = -klC^ — k2c%,
®AB“dcA(B)/dT=3“MA-
Селективность равна отношению скоростей щдв и wa*
С = wxJwx = ^/(k^ + k2c£).
Поскольку tn = п, то селективность равна
С = kd(ki 4- k2).
К задаче 2.21. Конверсия бензола рассчитывается, исходя из
количества моль бензола, пошедших на образование изопропил-
бензола, диизопропилбензолов и триизопропилбензолов.
Д' задаче 2.25. В расчетах необходимо учесть реакции (1—4),
протекающие в реакторе.
Количество образовавшегося по реакции 2 формальдегида
рассчитываем по количеству образовавшегося водорода с учетом
того, что часть водорода расходуется на метанирование спирта
по реакции (4).
К задаче 2.26. Поскольку реакция проводится при давлении
5 МПа, расчет константы равновесия требует учета отклонения
от законов идеальных газов. Поэтому сперва определяется тер-
124
модинамическая константа равновесия Kf (не зависящая от дав-
ления) :
In = ~ ^G°T/RT.
Значение AG° можно найти в справочнике [14]. Затем необхо-
димо рассчитать приведенные параметры, определить коэффи-
циенты летучести у и константу Ку для уравнения реакции в со-
ответствии с законом действующих масс:
СО+2Н2 =?=> СНзОН,
Ку = Vch3oh/YcoVh-
Константа равновесия КР равна:
Далее рассчитываем состав продуктов реакции, пользуясь зако-
ном действующих масс для равновесной системы [7]. Согласно
закону действующих масс:
/( — ^СНзОН^ __ СНзОН
Р“ W(M “ AW?,/2 '
Если обозначить равновесную степень превращения в мета-
нол через х, то в равновесной системе имеем следующее число
моль:
СО +2На СН3ОН
па 1	2	О
щ 1 — х 2 (1 — х)	х
£ jV = 1 — х + 2 (1 — х) + х = 3 — 2х.
Тогда
..	х	__ 1 — х	2 (1 — х)
^СН3ОН- 3„2х;	"сО~"3-2х’ N 3 - 2х '
Константа равновесия
х (3 — 2х) (3 — 2х)2	__ х (3 — 2х)2
^р— (3 —2х)(!-х)22(1-х)2Р2 ” 4(1-х)яРг '
Из полученного уравнения находим степень равновесного пре-
вращения х. Уравнение приводится к виду
f (х) = 4КрР2 (1 - х)3 - х (3 - 2х)2 = 0.
Корень этого уравнения можно вычислить на ЭВМ методом
половинного деления.
Программа расчета на ЭВМ степени равновесного превращения
(на языке Фортран-4)
Принимаем следующие обозначения:
	Расчетное	Программное
Произведение константы рав-	КрР2	R
новесия на давление Равновесная степень превра-	X	X
щения Пределы изменения х	<ЬиМ	А, В
125
Ниже приводится листинг с программой и полученными ре’
зультатами (Е — заданная точность):
’00 10 list
J0002 TRAN
PR OGRA M
F С X) ~4 *R * ( 1~ X ) * * 3 - X* ( 3 - 2 * X) * *2
READ(5) A,B,R,E
N = 1
10 X = (A+B)/2
IF CF(X)) 20,30,20
20 IF <F(X)*F(A)) 40,50,50
40 B = X
GO TO 60
50 A =X
N=N+1
60 IF CB-A-E) 30,30,10
30 WRITE(7,7O) X ,N
70 F0RMAT(//5X,'X-',F6.4,5X,*N=I/I3)
STOP
EN t> H«
10003 RUN
A^O 3 = 1 R=8.125 E=D,OO01
X=0.6096 N= 6
10017 STOP
К задаче 2.29. Уравнение реакции дегидрирования н-бутана
в бутадиен можно записать следующим образом (уравнение ре-
акции и концентрацию веществ в момент равновесия записываем
с учетом того, что количество водорода для первой и второй
стадии одинаково и равно х у):
H-C4HJQ .< >. w-C^Hg-j-Ha
По О 0
ni у х+у
Запишем уравнение реакции и выразим концентрацию ве-
ществ в начальный момент времени и в состоянии равновесия
через равновесную степень превращения для случая, когда де*
гидрированию подвергается смесь W-C4H10 и
10
ч  ft-C4Hg + Н2
«о т
т—х
п 0
п+х—у х+у
* С4Не + н2
«о о	о
у	Х+У
126
е х—равновесная степень превращения я-С<Ню в н-С4Н8 и C4Hs: У—рав
новесная степень превращения н-С4На в С4Нв-
га0 = т + га = I.
Общее число моль в момент равновесия:
У* N = т — х-Уп-Ух- у4'У4'ХЧ-у=14-х4-У-
Парциальные давления:
_ m — х
^с4н10 I Ч- х 4- у
Рс4Н6 ! _р х + у
П ~ п + х-У р.
^СЩа 1 _{_ х -р у ’
О	+ У Р.
^Нг 1 + X + у
Согласно закону действующих масс, константы равновесия реак-
ций дегидрирования бутана и бутенов равны:
Находим отношение KpilKpS-
^Pl _ (га 4- х — у) (х 4- у) 0 + х 4- у) (га 4- х — у) Р = (га 4- х — у)2	3
Яр,	(1 4-х 4-у) (гаг — х) у (х 4-У) Р	(т — х) у
Введем следующие обозначения:
(п + х)/у = а;	1/у~0.
Преобразуем уравнения 2 и 3. Перепишем выражение для КР2
и разделим на у:
к _ у(п+х + у — п) Р________________
(1 4- га 4- х 4- У — га) (п 4- х — у)
„___________((га 4- х)/у 4- 1 — га/у] Р__
П/у 4- (га + х)/у 4- I — п/у] [(га + х)/у — 1] ’
К =	(1 4-« - rap) Р
ф + а+ 1 _ п₽) (а- 1) '
Полученное уравнение решаем относительно |3:
Pl (Лрг/^)т(а-1)4-га ‘
Находим значение р из уравнения 3:
КР> _ (га 4- х — уУ _ (га + х — у}2 == (сг — 1)г
^р, (гаг — х) г/ (1 — га— х)у £ —а ’
^Р.
р2 « -Л- (а - ()' 4- а.	5
127
Значения аир находим из уравнений 4 и 5, решая их с по-
мощью ЭВМ «Искра» методом Ньютона.
Программа расчета корней уравнений 4 и 5 (на языке Фортран-4)
Уравнения 4 и 5 имеют общие корни аир, следовательно
корню а отвечает равенство р — Pi = р2.
Вводим обозначения:

и приравниваем уравнения 4 и 5:
(1 а) — (аа — 1)4
Ат (а — 1) 4- п
= В (а ~ I)3 4- а.
Для удобства вычисления заменяем переменные:
z = а — 1,
z 4- 1 = а,
z 4- 2 = а 4- L
(а + 1) — (а 4- 1) (а — 1)4
Ат (а — !) 4- «
— В (а — I)2 4- а.
Подставляем новые значения переменных:
(Ж)-(г4 2)
Атг 4- п
= Bz2 4-г 4- 1
Приводим полученное уравнение к общему знаменателю:
f (z) = ABmz3 4- (Am 4~	4~ 4) z2 4- (Am 4-n4~24 — l)z4-n — 2 = 0.
Анализ показал, что данное уравнение не решается методом
итераций, но может быть решено методом Ньютона:
Цг) =г-/(г)/Л (г).
Находим первую производную:
р (z) = бАВтг2 4- 2 (Ат 4- Вп 4- A) z 4- Ат 4- п 4- 24 4- L
f (z) = z — [ABmz3 4- (Am 4- Bn 4- 4) z2 4- (Am 4- n 4-
4- 24 — 1) z 4* n — 2]/[6ABmz2 4- 2 (Am 4- Bn 4- A) z 4- Am 4- n 4“ 24 4- 1 ].
Обозначения, принятые в				программе, приведены ниже:		
	Расчет- ное		Программ’ ное	Расчет ное		Программ* ное
Переменные		Z	Z	Доля ^-бутенов	п	Р
		а р. ₽2	ALPHA Bl В2	KpJP Функция	А В	А В
		X	X		fix)	R
		У	Y	Первая производ-	Г (X)	W
Доля н-бутана		т	Т	ная		
1 >8
Ниже приводится листинг с программой и полученными ре-
зул ьтатамп:
PR OGRAM
REA 0(5) Z,E ,А ,В,Т,Р
N =0
2 CONTINUE
R=A*B*T*Z**3+(A*T+B*P+A)*Z**2+(А*Т+Р+2*А- 1) *2+Р-2
U=3*A*B*T*Z**2 + 2*(A*T+B*P+A)*2+(A*T + P + 2*A-1)
Y1 = Z*R/Н
D=ABS(Y 1-2)
Z = Y 1
N =N + 1
IF (D-E) 3,3,2
3 В 1=(Z+2)*(-1-A*Z) / (A*T*Z + P)
8 2 =B * Z* *2 + Z + 1
ALPHA =2+1
Y= 1. /В 1
X=ALPHA*Y-P
WRITE(7,100) Z,N
WR ITE (7 , 110 ) В 1,82,ALPHA,Y,X
10 0 FORMAT C//5X, »Z = ‘ , F 10.6, '	№’,I2)
110 FORMATC 81=',F1O.6,'	B2=',F10.6,' AL P HA = * , F 10.6 , »
'	Y=',F10.6,'	X=',F10.6)
STOP
EN D nn
!0003 RUt!
Z=3. E=0.001 A=0. 158	8=0.058 7	T=0.7 P = 0.3
2=	2.852750 N= 3
81=	4.330450	B2=	4.330460 ALPHA =	3.352750 Y= 0.230923
X =	0.58963 9
10017 STOP
К задаче 2.30. Задача 2.30 является частным случаем задачи
2.29, когда т = 1 и п = 0.
Задача решается аналогично задаче 2,29, причем

Примеры решений
Задача 2.1. Относительная вероятность отрыва атома водорода от молекулы
парафина по реакции типа СН3 -J- RH > СН4 + R* определяется некото-
рой условной величиной, которая зависит от значений энергии отрыва атома
водорода и предзкспонента. Обозначим относительную вероятность отрыва е,
з величину, характеризующую энергию отрыва атома водорода через ЛЕ. От-
носительная вероятность отрыва атома водорода определяется отношением

S[_2 = е
1
1-3 ” е
где ЛЕ—величина, характеризующая вероятность отрыва атома водо-
рода; — универсальная газовая постоянная, 8,317 кДж/ (кмоль  К);
5 Зак. 436
129
Рис. 2.1. Зависимость относитель-
ной вероятности отрыва атома
водорода от различных атомов
углерода от температуры
Т — абсолютная температура, К;
1, 2, 3 — первичный, вторичный и
третичный атом углерода соответ-
ственно. На основании анализа
литературных данных можно при-
нять Д£2-1 = 8374 кДж/кмоль
и Д£3_( = 23 446 кДж/кмоль.
Вероятность отрыва атома
водорода от первичного углерод-
ного атома принимаем равной еди-
нице. Находим значения e2-i и Ез-i при различных температурах;
г, к	62- 1	63-1	т, К	62-1	еЗ-1
873	3,168	25,26	1073	2,556	13,84
973	2,812	18,12	1173	2,360	11,06
По данным таблицы строим график зависимости ez-i и ез-i от температуры
(рис. 2.1), из которого следует, что разность в относительной вероятности от-
рыва атомов водорода от различных атомов углерода уменьшается с увеличе-
нием температуры.
Задача 2.2. Принимаем, что вероятность разрыва связи Dc-i-C-2 Равна
единице. Согласно приведенным в условии задачи данным ДО равно,
кДж/кмоль:
Осч_с.2 “ ^с-2—С-з " 4100;
Осл-с-2 “ Dc-3-с-4 — 20 900;
Oc-i—c-2 “ ^с-4—с-5 — 2® *90;
Далее по уравнению
где Д£/ = ДО/.
е(- = е

Находим относительную вероятность разрыва связей при 500 °C (773 К) и
800°C (1073 К):
D	773 К	1073 К	D	773 К	1073 к
С-I —С-2	1,00	1,00	С-3—С-4	25,80	10,40
С-2—С-3	1,89	1,58	С-4—С-5	49,60	16,65
Сравнение полученных данных показывает, что вероятность разрыва свя-
зей С—С увеличивается (особенно при низких температурах) по мере удале-
ния связи от конца углеводородной цепи, наиболее быстрый рост вероятности
разрыва обнаруживается до связи С-3—С-4. В длинноцепочечных молекулах
парафинов нормального строения разрыв внутренних связей равновероятен.
Задача 2.3. Записываем уравнения реакций.
Реакция 1
н-С4Н10	СН3—СН2—СН2—СН2 —> С2Н5+С2Н4,	(1)
С2Н5 —> С2Н4+Н,	(1а)
C2H6J-RH C2Hfi+R.	(16)
130
Вероятность протекания реакций 1а и 16 равна отношению скоростей этих
реакций.
[С2Н5]__ ____ feia_____
а'6	*1в[С2Н5][С4Н10] МСЛо] '
где kia—константа скорости реакции la, с-1; ki6 — константа скорости реак-
ции 16, л/(моль-с); [С2Н5], [СЩю] — концентрации, моль/л.
По литературным данным
lgfeia = 13- 167 900/(19,1 Г).
lg£16 = 8 —43 540/(19,17).
При температуре Т = 780 4- 273 = 1053 К:
k. = 4,79-104 с-1;	= 6,92-105 лДмоль-с).
1U	ii**
Объем 1 моль бутана при 1053 К и атмосферном давлении:
v I-22,4. 1 053 ял. .
V =-----273-----=86,4 л/моль.
Концентрация н-бутана;
[С4Н|0] = 1/86,4 = 0,0116 моль/л.
Отношение скоростей реакций:
kia _	4,79.104
й1б[С4Н10]	6,92 • 105.0,0116 °,УЛ
Относительная вероятность	'
реакции 1а (относительная скорость реакции 16 принята за единицу)’;
5,97/(5,97+ 1) = 0,86;
реакции 16: 1 —0,86 = 0,14.
Записываем уравнение реакции 1 с учетом относительных вероятностей реак-
ций 1а и 16:
н-С4Ню —► С2Н4 + С2Н5 —> С2Н4+0,86С2Н4+0,86Н2+
+0,14С2Н6 —> 1,86С2Н4+0,86Н2+0,14С2Н6.
Реакция 2
н-С4Н,о —-> СН3—СН2—СН— СН3 —> СН3+СН2=СН—СН3
—► СН4+С3Н6.	(2)
Вероятность реакции I: 1-3-2 = 6.
Вероятность реакции 2: 2,59-2-2 = 10,36.
Стехиометрические уравнения реакций 1 и 2 с учетом вероятностей их
протекания;
6С4Н10 = 6 • 1,86С2Н4 + 6  0,86Н2 + 6.0,14С2Н5 =•
= 11,16С2Н4 + 5,16Н2 + О,84СЙН0,
10,36С4Н1О = 10,36СН4 + 10,36С3Н6.
Суммарное уравнение:
16,36С4Н10 = 5,16Н2 + 10,36СН4 + 11,16С2Н4 + 0,84С3Н6 + 10,36С3Не.
5*	131
Состав (выход) продуктов распада н-бутана при 780 °C:
	Н2	СН4	С2Н4	с2нв	С3Нв	с4на	Всего
Рассчитанный							
моль/100 моль пре- вращенного н-С4Ню	31,5	63,3	68,2	5,1	63,3	—	231,4
% (мол.)	13,6	27,3	29,6	2,2	27,3	—	100,0
Экспериментальный, моль/100 моль превра-	37,1	52,5	66,7	8,1	48,8	10,2	223,4
щенного н-С4Ню
Рассчитанный состав продуктов реакции несколько отличается от экспе-
риментального. Это можно объяснить тем, что в расчете были учтены не все
возможные реакции бутил-радикалов, с частности не учтены реакции реком-
бинации, диспропорционирования и др. Число молей метана и пропилена по
экспериментальным данным близки (52,5 и 48,8 моль/100 моль С4Ню)-
Поэтому можно предположить, что доля реакции 2 меньше рассчитанной. Оче-
видно, srop-бутилрадикал также распадается, отщепляя водород и образуя
бутен-2:
С4Н9 —С4Н8+Н.	(3)
Если учесть образование С4На за счет этой реакции, то рассчитанное количе-
ство метана 63,3 моль/100 моль я-С4Ню надо сравнивать с суммарным коли-
чеством метана и бутенов:
52,5+ 10,2 = 62,7 моль/100 моль С4Н10.
Рассчитанный выход пропилена несколько меньше экспериментального, это
можно объяснить тем, что он расходуется на вторичные реакции.
По реакции 3 образуется водород. Суммарное количество образующегося
водорода с учетом этой реакции 31,5+ 10,2 = 41,7 моль/100 моль С4Ню, что
несколько больше, чем экспериментальное.
Таким образом, совпадение расчетных и экспериментальных данных по со-
ставу продуктов удовлетворительное
Задача 2.4. Уравнения реакций аналогичны рассмотренным при решении
задачи 2.3. Соотношение скоростей реакций 1а и 16 равно 0,308, доля реак-
ции 1а равна 0,235, 16 — 0,765.
Вероятность реакции I: 1-3-2 = 6.
Вероятность реакции 2: 3,57-2-2 = 14,28.
Стехиометрические уравнения реакций 1 и 2:
6С4Н10 = 6 • 1,235С2Н4 + 6  0,235Н2 + 6 • 0,765С2Не =
= 7,41 С2Н4 + 1,41Н2 + 4,59С2Не,
14,28С4Н10 = 14,28СН4 + I4,28C3HS.
Суммарное уравнение:
20,28С4Н10 = 1,41Н2 + 7,41С2Н4 + 4,59С2Не + 14,28СН4 + 14,28С3НЙ.
Выход первичных продуктов распада
превращенного С4Н4:
	и2	сн4
Рассчитанный	7,0	70,4
Экспериментальный	6.0	74
я-бутапа	при	518 °C,	моль/100 моль
С2Н4		с3нв	С4Н8 Всего
36,5	22,6	70,4	—	206,9
30	21	74	0.8	211.8 ь
132
Задача 2.5. Записываем уравнения реакций:
СН3—СН—СН2—СН3	СН3—С—СН2—СН3 —>
I	I
СН3	СНз
—> СН3—С=СН2+СН3 адо-С4Нэ+СН4,	(1)
сн3
СН3—СН—СН2—СН3	СНз—CH—СН—СН3 - >
]	I
СНз	СНз
—> СНз—СН=СН-СНз4-СН3 С4Н8-2+СН4,	(2)
« °
р *	—
СНз—СН—СН2—СНз —-> СН2—СН—СН2—СН3— б
I	I	—>
СНз	СНз
СН2=СН—СНз+С2Н6	С3Н6+0,87С2Н4+0,87Н2+0,13С2Не
СН2=СН—СН2—СНз+СНз	С4Н8-1Ч-СН4
(3)
Стехиометрические коэффициенты в уравнениях реакций (За) и (36) опреде-
ляем с учетом температуры 800 °C (см. решение задачи 2.3). Относительную
вероятность реакций (За) и (36) рассчитываем исходя из условия, что раз-
ность энергий активации этих двух реакций равна ^9,6 кДж/моль, следо-
вательно k^a/k^c = 2,9.
Доля реакции (За) равна 2,9/(1 +2,9) = 0,74; (36) —0,26.
СНз—СН—СН2—СН3 —► СН3—СН—СН2—СН2 —>
СНз	СНз
> СНз—СН— СНз+СН2=СН2 —-> СН3—СН=СН2+Н+С2Н4 -И->
—> СНЭ— СН=СН2+Н2+С2Н4.	(4)
Вероятность реакции 1: 13,84'1-1 = 13,84.
Вероятность реакции 2: 2,56-2-1 = 5,12.
Вероятность реакции 3: 1'3-2 = 6.
Вероятность реакции 4: 131 = 3
Стехиометрические уравнения реакций (1—4) с учетом вероятности их про-
текания:
13,84 азо-С5Н|2 = 13,84 «зо-С4Нз + 13,84СН4,
5,12 изо-С5Н|2 = 5,12С4Не-2 + 5,12СН4,
6 изо-С5Н12 = 6 • 0,74С3Н6 + 6 • 0,74 • 0,87С2Н4 + 6 • 0,74 . 0,87Н2 +
+ 6 • 0,74 • 0,13С2Н5 + 6  0,26С4Н8-1 + 6 • 0,26СН4 + 4,44С3Н6 +
+ 3,86С2Н4 + 3,86Н2 + 0,58С2Н6 + 1,56С4На-1 + 1,56СН4(
3 азо-С5Н12 = ЗСзН8 + ЗС2Н4 + ЗН2.
Суммарное уравнение:
27,96 «зо-С5Н12 = 6,86Н2 + 20,52СН4 + 6,86С2Н4 + 0,58С2На +
+ 7,44С3Н6 + 6,68 а-С4Н8 + 13,84 изо-С4Н3.
133
Выход (состав) продуктов распада изопентана при 800 °C:
н2
Моль/100 моль прев- 24,5
ращенного изопента-
на
% ((мол.)	10,9
Задача 2.6. Состав и вь
850 °C;
СН4 С2н4 СгН6 С3нв
73,4 24.5	2,0	26,6
32,7 10,9	0,9	11,9
од первичных продуктов
Н-С4Н8 ^зо-С4Нз Всего
23,9	49,5	224,4
10,6	22,1	100,0
пиролиза д-гексана при
Моль/100 моль пре-
вращенного ft-гекса-
на
% (мол.)
н2 42,6	СН4 57,4	с2н4 127,7	с3нв 38,3	с4н8 19,1	с5н12 19,1	Всего 304,2
14,0	18,9	42,0	12,5	6,3	6,3	100,0
Задача 2.7. Схема распада пропана приведена в методических указаниях к
задачам 2.3—2.6,
Выход первичных продуктов распада пропана при 544 °C (моль/100 моль
превращенного С3Н8):
	Н2	сн4	С2н4	с3н0	С2Нв	Всего
Рассчитанный	52,9	47,1	47,1	52,9		200
Экспериментальный	57	43	43	57	1	201
В результатах расчета несколько завышен выход этилена и занижен вы-
ход пропилена по сравнению с экспериментальными данными при конверсии
1. %. Это обусловлено тем, что при расчете были учтены не все возможные
реакции.
Задача 2.8. Состав и выход первичных продуктов распада пропана при
820 °C:
	Н2	СН4	с2н4	С2нв	С3не	С4	Всего
Рассчитанный моль/100 моль	43,5	52,2	52,2	Rl		43,5	1	191,4
превращенного С3Н8 % (мол.)	22,7	27,3	27,3			22,7		100
Экспериментальный моль/100 моль	67,0	33,5	60,0	1,5	45,0	2,5	209,5
превращенного с3нв % (мол,)	31,9	16,0	28,7	0,7	21,5	1,2	100
Задача 2.9. Расчет выхода продуктов пиролиза в % (масс.) на пропущен-
ное сырье производим на основании данных по выходу продуктов в
моль/100 моль превращенного сырья по формуле:
Xi = mtMi • 100 • К/( 100Мс • 100) = /щМfK/(Mc • 100),
где т/—выход l-го компонента в моль/100 моль превращенного сырья; Л4/ —
молекулярная масса t го компонента; Мс — молекулярная масса сырья; К —
конверсия м-бутана.
Выход водорода:
ХНз = 31,5-2-50/(58-100) = 0,6% (масс.).
Аналогичным образом рассчитываем выходы остальных продуктов:
	Н2	сн4	С2Н4	С2Н8	с3не	Всего
Моль/100 моль пре-	31,5	63,3	68,2	5,1	63,3	231,4
вращенного сырья % (масс.) в расче-	0,6	8,7	16,5	1,3	22,9	50,0
те на пропущенное
сырье
134
Задача 2.10. Выход в расчете на пропущенное сырье, % (масс,): Н2 —
0,05; СН4 —3,5; С2Н4 —3,5; С2Н8 - 2,35; С3Н6—10,2.
Задача 2.11. Выход в расчете на пропущенное сырье, % (масс,): Н2— 0,4;
СН4 —9,8; С2Н4 —5,7; С2Н8 - 0,5; С3Н6 — 9,3; н-С4Н8 — 11,2; изо-С4Н8 —23,1.
Задача 2.12. Находим объем газа пиролиза при нормальных условиях:
Рг =	- 273Р0/Г • Р,
где I7' —объем газа при заданных условиях; Т — температура газа, К; Р —
давление газа, МПа
Рг = 25 482  273 • 0,101/293 • 0,101 = 25 858 м3/ч.
Рассчитываем количество каждого компонента в газе:
G^ = Ргх^Мг/(Ю0 • 22,4),
где ^-—содержание /-го компонента газа; Mt — молекулярнаямасса t-ro ком-
понента,
СН2 = 25 858- 13,9-2/(100-22,4) = 321 кг/ч,
Gr„. =25 858-30,6- 16/(100-22,4) =5652 кг/ч.
k_j 1 j 4
Рассчитываем количество углерода в диоксиде углерода:
«С в СО2 =	* I2/(i00  22’4);И/ = V/i  12/<100 • 22>4> =
= 25 858 • 0,1 • 12/(100 • 22,4) = 14 кг/ч.
Общее количество газа пиролиза;
Gr= £ G; = 28 176 кг/ч.
Выход компонентов газа пиролиза в расчете на пропущенное сырье рассчиты-
ваем по формуле
Xi = Gi • 100/Gc% (масс.).
Количество смолы пиролиза:
GCM = VCMrf2° + GC5H1O + GCe = 12 280 - 0,9571 + 970 + 360 = 13 583 кг/ч.
Выход смолы в расчете на пропущенное сырье:
Хсм = 13 083 • 100/40 000 = 32,7% (масс.).
По разности находим выход кокса и потери:
100 - Хг - Хсм = 100 - 67,14 - 32,70 = 0,16% (масс.).
Выход газообразных продуктов Ci—С4:
А’г = 67,12% (масс.).
Результаты расчета приведены в табл. 2.1.
Задача 2.13. Состав продуктов пиролиза [в % (масс.)] определяем по
формуле
100/(2»Д
а содержание С в СОг
ХС в СО2 ~ хсо2' 12 ’ S Х^СОа)-
Для определения выхода продуктов пиролиза на разложенное сырье ис-
ключаем содержание этана в газе (см. таблицу), затем делим количество каж-
дого компонента на общий выход /аза и получаем выхо^ в расчете на пре-
вращенное сырье.
135
Таблица 2.1. Расчет баланса разложения бензина
Компонент	Состав газа, % (об.)	Количество, кг/ч	Выход компонентов газа пиролиза. % 'масс.)	Выход продуктов разложения бензина, % (масс.)
Н3	13,9	321	0,80	0,80
сн4	30,6	5652	14,10	14,10
со2	0,1		—	  .1
С в СО2	—	14	0,04	0,04
С2Н2	0,5	150	0,38	0,38
с2н4	32,2	10 408	26,00	26,00
с2н8	4,6	1593	4,00	4,00
с3н4	0,2	92	0,22	0,22
ад	11,2	5430	13,60	13,60
С3На	0,4	203	0,50	0,50
с4н»	2,6	1621	4,10	4,10
С4н8	1,9	1228	3,10	3,10
С4Н10	0,2	134	0,30	0,30
СбНщ	1,2.	970	2,40	 
Углеводороды С8	0,4	360	0,90	
Смола	—-	1			32,70
Кокс + потери	ИЖ1	—>	II	0,16
Всего 		100,0	28 176	70,44	100,00
Конверсия этана:
К = ЮО - хС2Нв «= 100 - 38,3 = 61,7%,
полученное значение конверсии отвечает суммарному выходу продуктов пиро-
лиза в расчете на пропущенное сырье. Результаты расчета приведены в
табл. 2.2.
Таблица 2.2. Материальный баланс разложения этана
Компонент	Состав / газа X;, к % (мол.)	x'iMi	Состав газа, % (масс.)	Выход продук % (м на пропущен- ное сырье	тов пиролиза, асе») на превра- щенное сырье
н2	33,0	66,0	3,4	3,4	5,5
со2	0,2	 		—	
С в СО3	«и*	2,4	0,12	0,12	0,2
сн4	8,6	137,6	7,1	7,1	11,5
С2н3	0,3	7,8	0,4	0,4	0,6
с2н4	31,3	816,4	45,25	45,25	73,3
с2н0	24,7	741,0	38,3	1		
сэн8	0,6	25,2	1,3	1,3	2,1
с3на	0,1	4,4	0,2	0,23	0,4
с4на	0,4	21,6	1,1	1,1	1,8
ад	0,1	5,6	0,3	0,3	0,5
С4Н10	0,1	5,8	0,3	0,3	0,5
СБ и выше	0,6	43,2	2,2	2,2	3,6
Всего ...	100,0	1937,0	100,0	61,7	100,0
136
Задача 2.14. Суммарный выход газообразных продуктов и кокса:
%г+к = Е \ + = 80>3 + О-1 = 80>4% (масс.).
Выход смолы: Хсм -- 100 — 80,4 = 19,6 % (масс.).
Выход жидких продуктов в расчете на пропущенное сырье [в % (масс.)) оп-
ределяем по формуле:
х< =
Выход на пропущенное сырье, % (масс,): я-гексан— 15,8; углеводороды С5 4*
+ неидентифицирован'ные — 0,8; бензол — 1,9; толуол — 0,6; ксилолы 4- не-
идентифицированные — 0,5; суммарный жидких продуктов—19,6.
Проверяем суммарный выход газа, кокса и смолы: 80,3 4- 0,1 -j- 19,6 =
= 100,0% (масс.). Конверсия я-гексана;
к = («Зан,, - «адЛ/Сш, = (10» ~ 15.8) 100/100 = 84,2 %'.
Выход этилена в расчете на разложенное сырье:
В = 39 • 100/84,2 = 46,3% (масс.).
В = 46,3-30/88 = 49,6% (мол.).
Селективность:
_	39-86-100	,.ЛЛ _ „
С = —~—=142,3 моль/100 моль CeHj4.
2о * о432
Выход и состав продуктов разложения « гексана, % (масс.):
	Выход в расчете на пропущенное сырье	Состав продуктов разложения
Н2	0,8	0,95
сн4	11,2	13,3
С2Н4	39,0	46,3
С2Н6	3,2	3,8
С3не	15,0	17,8
с3н8	1,5	1,8
с4н6	3,2	3,8
с4н8	6,0	7,8
С4Н10	0,3	0,4
С в СО	0,1	0,1
С5 4* неидентифициро-	0,8	0,95
ванные		
CsHfl	1,9	2,3
C7HS	0,6	0,7
СаН104- неидентифици-	0,5	0,6
ровэнные		
Кокс	0,1	ОД
Всего. . .	84,2	100,0
Количество воды, расходуемое по реакции С + Н2О СО 4- На:
*Н2О = *C В СО* 18/12 = 0,1 - 18/12 = 0,15% (масс.).
Выход СО:
Хсо = хс в со*28/12==0’1 -28/12=0,23% (масс.).
Задача 2.15. К =67 %; Всо = 59,6 % (масс.); Ссо = 34,3 % (мол.).
Задача 2.16. Определяем количество отдельных компонентов сырья в за
грузке по формуле
G? = G3x3J100 кг/ч.
137
Состав и количество загрузки:
	кг/ч	% (масс,)
с3на	136,3	0,3
С4НЮ	1272,3	2,8
в том числе:		
изо-С4Н1{)	772,5	1,7
	43169,0	95,0
С5 и выше	90,9	0,2
Всего, . .	45441,0	100,0
Количество контактного газа находим как суммарное количество загрузки,
азота из десорбера и кислорода в диоксиде углерода минус количество кокса:
°К. Г = G3 + GN2 + СО2 в СО2 - GK’	1
GN2 = xN2Gk. Г’
r	— *CO2^O2 r _ XCO2 ‘ 32 r
в COs ^GOa ^К'Г	к*Г*
Подставляем выражения для GNa и GOa в уравнение 1:
Gk- г ~ G3 + GK. rXN2 + GK. г	- GK
ИЛИ
„	45 441 —980	f
GK. г — ! _	„ 0,727xCO2	1 - 0,025 - 0,727 • 0,032 “ 6 ‘ ®2,7 K^4'
Далее находим количество каждого компонента контактного газа по фор-
муле
к.Г/=^.Л/100-
Состав и количество контактного газа:
	кг/ч	% (масс-)		кг/ч	%( масс-)
н2	887,4	1.9	«зо-С4Н8	186,8	0,4
сн4	1261,0	2,7	н-С4Н8	13730,6	29,4
с2н4	747,2	1,6	изо-С4Н10	326,9	0,7
СгНв	513,7	1,1	W’C4Hjo	23071,1	49,4
сэнв	1120,9	2,4	С5 и выше	607,1	1,3
С3Н8	653,8	1,4	со2	1494,5	3,2
с4н0	934,1	2,0	n2	1167,6	2,5
Всего. . . 46702,7	100,0
Конверсия н-бутана:
_ Сн-С4Ню ~ Сн-С4Н10 1Q~	43 169 -23 071,1 100_.15бп,
Кя-С4Н10 -	100 -	43Тб9	100 ~4Ь,Ь /о*
uh-C4H1q
Суммарный выход н-бутенов и бутадиена в расчете на пропущенный «-бутан:
в e	+£cjHe 100 == J3 730,64-934100 = 34% (масс>)<
/?з	46 1ОУ
Селективность по бутенам и бутадиену:
С' == В  100/К ~ 34  100/46,6 — 73% (масс.),
(13 730,6/56 + 934,1/54) 100
С------(43169,0- 23071,11/58	“ 76'7'»
138
Конверсия изобутана:
К	_ (О«зо-С4Н10 ~ G^-СНю) 100 _
^«ЗОС4Н[0	рЗ
(772,5-326,9) 100
772,5
= 57,7%;
Для определения состава продуктов разложения определяем количество
углерода в диоксиде углерода:
Gc а СОз = 1 494,5 - 12/44 = 407,6 кг/ч.
Исключаем изобутан и н-бутан и добавляем кокс к продуктам реакции. Со-
став продуктов разложения:
	кг/ч	% (масс*)	кг/ч		% (масс-)
н2	887,4	4,0	С4Н6	934,1	4,2
сн4	1261,0	5,7	изо-С4Не	186,8	0,9
с2н4	747,2	3,4	я-С4Н8	13730,6	62,3
с2н6	513,7	2,3	С5 и выше	607,1	2,8
с3не	1120,9	5,1	С в СОа	407,6	1,9
с3н3	653,8	3,0	Кокс	980,0	4,4
Всего. . . 22030,2	100,0
Задача 2.17. Поскольку количество загрузки и контактного газа должны
быть равны, задачу можно решить, приняв 100 кг сырья за 100 %, тогда и
суммарное количество контактного газа должно составлять 100 %. Однако
наличие диоксида углерода свидетельствует о газификации кокса по реакции
С+2Н3О —> СО2+2Н2.	(1)
Поэтому необходимо определить содержание углерода в диоксиде углерода,
а также количество водорода, образовавшегося за счет газификации кокса.
Содержание С в СО2:
хс в СО2 ~ хСОз ' 12/44 = 4,3 • 12/44 =» 1,2% (масс.).
Количество водорода, образовавшегося за счет газификации, находим из
уравнения 1 (на один моль СО2 образуется два моль Н2):
х^ “ хсо2 * 2'2/44 = 4,3  4/44 = 0,4% (масс.).
Количество водорода, образовавшегося при дегидрировании углеводородов:
1,4 — 0,4 = 1% (масс.).
Если ввести поправку на содержание водорода и диоксида углерода, сум-
марное количество контактного газа уменьшится на 0,4 + (4,3— 1,2) = 3,5 %
(масс.) и суммарное количество всех компонентов будет составлять 96,5 %
(масс.). Поэтому состав контактного газа пересчитываем на 100%-ное суммар-
ное содержание компонентов, для чего делим количество каждого компонента
на 0,965:
хН2 = 1,0/0,965 = 1,04 % (масс.); хСщ = 0,7/0,965 = 0,73% (масс.) и т. д.
Получаем следующий состав контактного газа, % (масс.): Н2—1,04; СН4—
0,73; С2Н4—0,73; С2Нв —0,41; С3Н6 —0,10; С3Н8 —0,31; С4Н6 - 25,7; изо-
С4Н8 —5,91; н-С4На — 46,53; ызо-С4Ню—1,76; h-C4Hiq—14,71, С5 и выше —
0,83; С в СО2— 1,24.
Конверсия н-бутенов:
3	к* г
^C4HS^ ХС4Н83"ХС'— 100 = — 7б46’5" 10038,8%.
ХС4Н8
139
Выход бутадиена:
к« г з
в =	100 =	100 = 32,8% (масс.),
/о
*С4Н8
Селективность:
Cz = В • Ю0/КС4н8 = 32,8  100/38,8 = 84,5% (масс.),
С = CzAfC4He/AfC4Ha = 84,5 • 56/54 = 87,6% (мол.).
Для расчета состава продуктов разложения определяем разность между
содержанием соответствующих компонентов в контактном газе и в загрузке:
	VK» Г	4	jk. Г „3 xi ~xi	Состав, % (масс-)
н2	1,04		1,04	3,5
СН4	0,73		0,73	2,5
С2Н4	0,73	——	0,73	2,5
С2Не	0,41		0,41	1,4
С3Н9	0,1	——	0,1	0,3
С3Н8	0,3	0,2	0,1	0,4
с4нв	25,7	0,8	24,9	84,4
СБ и выше	0,83	0,6	0,23	0,8
С в СО2			1,24	4,2
Всего. . .			29,55	100,0
Затем определяем состав продуктов разложения воды.
Задача 2.18. Определяем количество компонентов загрузки и контактного
газа (в кг/ч).
Поскольку контактный газ содержит азот, оксид и диоксид углерода, его
количество больше, чем загрузки:
л	G3 • ЮО ,
GK. г = ~Г7~7—2--------- кг/ч.
100-xNa-xOa
Содержание углерода и кислорода в контактном газе:
хс в со = хсо*]2/28 = 0)4286 *0)27 = 0)117)
ХО2 В СО= 0)27 ~ 0)117 = °’153’
ХС в СО2 = Хсо2 • 12/44 = 0)44 • 12/44 я 0)12)
хо2 в со2 = 0)44 0,12 = 0,32.
Суммарное содержание кислорода:
хОг = 0,153 + 0,32 = 0,473
Количество контактного газа:
_	86 659-100 О1 .
°к‘ г 100 - 4,45 ~ 0,473	53 ^Ч'
140
рассчитываем количество и содержание компонентов в загрузке и контактном
газе;
	Загрузка		Контактный газ	
	кг/ч	% (масс.1	кг/ч	% (масс.)
H2			1100	1,21
сн4		—	2280	2,50
С2Н4			1270	1,39
С2Н3	ч 1  <	—	1350	1,48
c3H0	—		2450	2,69
с3н8	69	0,08	1100	1,21
с4нб	304	0,35	11 700	12,84
пзо-С4Н3	3426	3,96	3470	3,81
Н-С4Н8	30 780	35,52	31 075	34,09
H3O-C4H10	2030	2,34	1860	2,04
Н-С4Н10	49 700	57,35	28178	30,91
С5 и выше	350	0,40	610	0,67
С в СО	—	Pl	107	0,117
С в СОг	—		109	0,120
Оз в CO-I-CO2	—	—	434	0,473
Na			4060	4,45
Всего t .	86 659	100,0	91 153	100,0
Конверсия я-бутана:
с3
К	— jFIio
%-C4H|0
^к-СдНю
к. г
K-C4H1Q ___

Селективность по бутадиену:
С
GC4H6,10°	.. и 700-100 сл „п, ,_________Л
з —QK.r 49 700 — 28 178	5* /о (масс.),
hC4H]Q L7/£-C4H]0
Л4с*И1° = 54,4-||-= 58,4% (мол.).
МС4Н6
Выход бутадиена;
G&4h8  ЮО
И 700- 100	..-0, , ч
н + Go н 49 700 + 30 780	’5 ° МаСС* ‘
C4H10 ’ C4H3
Конверсия изобутана:
2 030 - 1 860
2 030
100 = 8,4%.
Степень одностадийности процесса:
Содн = -|^100 = -|^^100 = 101% (масс.).
Поскольку степень одностадийности больше 100 %, стабильность показателей
процесса обеспечивается. Расчет количества и состава продуктов разложения
проводим аналогично задаче 2.15.
Количество продуктов разложения:
ft ____ ( ft3	Г \ 1 | л3	Лк» г
UHp	UZi-C4Hio? VUtZ3t7-C4H10 U«5O'C4H10
= (49 700 - 28 178) -f- (2 030 - 1 860) = 21 692 кг/ч.
Hl
Для расчета состава продуктов разложения определяем разность между
количеством компонента в контактном
газе и загрузке (G*' г — G?}:
	Ск. г	°!	G	Состав, % (масс.)
Н2	.4——	 —1	1100	5,07
сн4					2280	10,51
с2н4	—		1270	5,85
с3н8	——	——	1350	6,22
с3нв			2450	11,30
C8Ha	1100	69	1031	4,75
С4Не	11 700	304	11 396	52,55
изо-С4Н8	3470	3426	44	0,20
н-С4Н8	31 075	30 780	295	1,36
Cs и выше	610	350	260	1,20
С в СО	41 		107	0,49
С в СО2	  	*—1	109	0,50
Всего .. .	-	-	21 692	100,00
Задача 2.19. Рассчитываем состав (х, масс, доли) и количество компонен-
тов (G, кг/100 кг сырья) загрузки;
	хмол	a'moajM	X	G
W-C4H10	4,75	275,50	0,0491	4,91
сЕн13	0,52	34,44	0,0061	0,61
гранс-С4Н8-2	52,02	2913,12	0,5189	51,89
цис-С4Н8-2	42,49	2379,44	0,4238	42,38
с4не	0,22	11,88	0,0021	0,21
Всего. . .	100,00	5614,38	1,0000	100,00
Аналогичным путем пересчитываем состав контактного газа.
Затем вычитаем из содержания кислородсодержащих продуктов содер-
жание кислорода и прибавляем содержание водорода в воде, которое вычис-
ляем по составу [х % (масс.)] контактного газа:
Х'Нг = (0,7/28 + 9/44 + 58,64/54 + 0,20 • 2/52 + 0,28  2/68 + 0,09/56) 2 = 2,67.
Результаты расчета состава и количества контактного газа приведены в
табл. 2.3.
Количество контактного газа без учета воды равно 105,08; с учетом во-
ды — 130,28 кг/100 кг загрузки. Конверсия н-бутенов:
(52,02 + 42,49) - (1,38 + 16,4 + 8,62)	94,51 - 26,4
52,02 4-42,49	94,51
100 = 72,1%.
Выход бутадиена в расчете на пропущенные бутены:
В = 61,38 • 100/94,51 = 64,9% (масс.).
Селективность;
С = 61,38 • 56/[(94,51 - 26,4) 54] = 93,5% (масс.).
Конверсия н-бутана;
4,91-4,66
КС4Н10 “-----4^]---100 = 5,1%.
Мольное соотношение кислород: н-бутены:
= 29-83  56/(32 • 94,51) = 0,55 : 1.
142
Таблица 2.3, Расчет состава и количества контактного газа
Компонент	Содержа- ние X, % (масс,)	м	Состав без учета О2. x't % (масс,)	Количество, кг			
				С и И В КОИ’ тактном газе	О2 В КОИ- тактном газе	контакт- ного газа	контакт- ного газа без учета воды
сн4	0,01	16	0,01	0,01	—	0,01	0,01
со	0,70	28	—	—		0,72	0,72
со2	9,00	44	—	—>	—	9,39	9,39
С в СО	—	—	0,30	0,31	—		—
С в СОз	—	-—<•	2,45	2,56		—	
О2 в СО	h-rW	—	—		0,41			.
О3 в СО2	—				6,83	—-	—
с3	0,25	28	0,25	0,26	—	0,26	0,26
С3	0,14	42	0,14	0,15		0,15	0,15
w-CiHio	4,45	58	4,45	4,66	 ч и	4,66	4,66
С5Н12	0,82	72	0,82	0,86	—	0,86	0,86
С4Н8-1	1,32	56	1,32	1,38	—	1,38	1,38
траяс-СдНв^	15,67	56	15,61	16,40	—-»	16,40	16,40
ии^-С4Н8-2	8,23	56	8,23	8,62		8,62	8,62
с4н6	58,64	54	58,64	61,38		61,38	61,38
СН2==СН—С^СН	0,20	52	0,20	0,21	1	0,21	0,21
СНзСОСНз	0,09	58	0,07	0,07	0,04	0,11	0,11
С4Н4О	0,28	68	0,21	0,22	0,07	0,29	0,29
СН2—СН—сно	0,09	56	0,06	0,06	0,02	0,08	0,08
нсно	0,11	30	0,05	0,05	0,06	0,11	0,11
Н2 в Н2О		2	2,67	2,80	— 1		
Ог в Нйо		16		1	22,40		
н2о	—	18	—	—		25,20	  
Всего. . .	100,00	—-	95,54	100,00	29,83	130,28	105.08
Состав и количество продуктов разложения н-бутенов:
Компонент	Без учета кислорода		С учетом кислорода	
	кг	% (масс.)	кг	% (масс.)
сн4	0,01	0,02		
с в СО	0,31	0,46		
С в COj	2,56	3,75	——	1
с2	0,26	0,38		*-W|
Сз	0,15	0,22	—	——.
с8н12	0,20	0,29	—	1	
С4н6	61,38	89,89		 b w
СН2=СН-С^СН	0,21	0,31	—	—
С+Н в кислородсодержа-				
щих продуктах:				
СНзСОСНз	0,07	0,10	0,04	0,13
с2н4о	0,22	0,32	0,07	0,23
сн2=сн-сно	0,06	0,09	0,02	0,07
НСНО	0,05	0,07	0.06	0,20
Н2 в Н2О	2,80	4,10	1		
О2 в СО	—			0,41	1,35
О2 в СО2	——		6,83	22,90
О2 в	—	1»	22,40	75,09
Всего. , .	68,27	100,00	29,83	100,00
143
Из приведенных выше данных видно, что основное количество кислорода
(более 99 %) расходуется на образование воды по реакции дегидрирования
и продуктов глубокого окисления СО2 и СО.
Задача 2.20.
C==*i  100/(Jfe1 4- kJ =0,1 • 100/(0,1 4- 0,05) =66,7% (мол.).
Задача 2.21. Конверсия К = 50,7 %; выход изопропилбензола на пропу-
щенный бензол В = 47 % (масс.); селективность но изопропилбензолу в рас-
чете на бензол С = 60,4 % (мол.).
Задача 2.22. Конверсия пропилена:
Z2	/"'КОП
°пр	Gnp
пр — Q
ипр
100 = -531Г53Г/25 100 = 87’1%‘
1 ZlJcJjO
Конверсия кислорода;
Г, „ Лкоя
°2
Оз
100 = 2 ^-T35T7°2j~ 100 == 61’7%‘
Z ОЗУ, I
К
Выход акрилонитрила в расчете на пропущенный пропилен;
ВНАК = Ghak • 100/Gnp= 1 000- 100/1 253,8 = 79,8% (масс.).
Стехиометрическое количество акрилонитрила:
G..,„ = («илк/Чр) (Опр - °:?") = (53/42) (1 253,8 - 161,25) = 1 378,7 кг.
Селективность по акрилонитрилу:
С = Ghak • l00/GcTex = I 000 • 100/1 378,7 = 72,5% (мол.).
Расход пропилена на образование продуктов реакции:
на образование НАК
С3Н6+1,5Ог4-НН3 —> СНг=СН—CN4-3H2O,
= СцлЛр/^НАК =• ‘ ООО • 42/53 = 792,45 кг,
на образование акролеина
С3На+О2 —> СН2=СНСНО4-Н2О,
Сто = Оато^тоЛЦкр - l-m • 42/56 = 17,04 кг,
на образование синильной кислоты и ацетонитрила
C3H64-2O24-2NH3 —> HCN+CH3CN4-4H2O,
Gnp = 42124 • 42/27 = 65’7 КГ’
на образование метана и ацетонитрила
—> CHjCN^CH^-^HaO,
Gjp = 16,64  42/16 = 43,68 кг,
на образование углекислого газа
С3Н6+4,5О3 —> ЗСО2+ЗН2О,
G=p = 309,12  42/44 - 3 = 98,36 кг.
на образование полимеров (считаем, что полимеры состоят из звеньев
НАК)
G1 = 94,9 • 42/53 = 75,2 кг.
пр
144
Всего на образование продуктов расходуется пропилена ^,Gnp = 1092,43 кг,
что хорошо согласуется с фактически израсходованным количествам
Дбпр = 1253,8— 161,25 = 1092,55 кг
Доля пропилена, пошедшего на образование продуктов:
xl « G'np/kGnp = 792,45/1092,43 = 0,725;
х.г = Gnp/AGnp== I7-04/l 092,43 = 0,016;
х3 = G3 /&G = 65,7/1092,43 = 0,060;
о	ii р/	ii р
Х4 = G4np/AGrlp = 43,68/1092,43 = 0,040;
х5 = Gnp/AGnp = 98,36/1092,43 = 0,090;
xfi = Ciip/AGnp = 75,2/1092,43 = 0,069.
Задача 2.23. Определяем количество ИПБ в окислительной шихте, реак-
ционной массе и отработанном воздухе:
Ghhb = °О. ш 0 “ xi ” У[)= 105 700 (1 -0,05 - 0,006) = 99780,8 кг/ш
^Йпб = °Р. м (1 “ х2 -	= 99523-6 (1 “ °>25 “ °>019) = 72751-8 кг/ч;
Силе = СОТ, в (1 - -VK) = 10 506 (1 - 0,005) = 10453,5 кг/ч.
Суммарное количество непрореагировавшего изопропилбензола:
G“ ПБ = ^ИПБ + °ИПБ = 72751+ 10453,5 = 83205,3 кг/ч
Конверсия ИПБ:
/->0. III Г>н
т, ° ИПБ “ ^ИПБ
99780,8 — 83205,3
100=-------------------100 = 16,6 %.
СЙгтб	99780,8
Количество образовавшегося ГПИПБ:
Grn = Gp м^2 — Gq = 99523,6 • 0,25 — 105 700  0,05 = 19595,9 кг/ч.
Выход ГПИПБ на пропущенный ИПБ:
В = Grn • 100/G^^B = 19595,9.100/99 780 = 19,6 % (масс.)
Стехиометрический выход ГПИПБ:
Встех = Мгп • 100/Мипб = 159 • 100/120 = 125 %.
Выход ГПИПБ в расчете на превращенный ИПБ:
Grn	19595,9
100=------------------- 100 = 118,2 % (масс.).
СЙПБ-^ЙПБ 99780,8 - 83205,3
Селективность:
с = В' • 100/ВСТех = 118,2 • 100/125 = 94,6 %’ (мол.).
Задача 2.24. Находим конверсию этилена и кислорода:
GCsH4 - <?СШ4	И557’5 “ 8577’5
КрчНл =	------СИ. юо ------------------100 = 41 %,
С’Н‘ G’c,H.	14557,5
Ко2 =
- G^,	27734- 18181,5
----ЮО -------------------------- 100 = 34,4 % .
£)2	27 734
145
Таблица 2.4, Состав и количество воздуха и газа
Компонент	Воздух	Отходящий газ
	% (об.)	м3	кмоль	кг	% (об.) м3	кмоль	кг
О2 n2 Hs CH. со2 Всего. .	21,0	19,6	0,875	28,0 79,0	73,7	3,286	92,0 100,0	93,3	—	—	0,5	0,5	0,022	0,714 73,7	73,7	3,286	92,0 21,0	21,0	0,938	1,875 0,8	0,8	0,036	0,571 4,0	4,0	0,179	7,86 100,0	100,0	—	—
Выход оксида этилена (ОЭ) на пропущенный этилен:
~ Ga<=,	6165 - 94,5
В = —юо =-------------------------100 = 41,7 % (масс.).
GC2H4	14557,5
Стехиометрический выход оксида этилена:
Встех = МОЭ  1ОО/Мс2н4 = 44  Юо/28 = 157,1 % (масс).
Выход оксида этилена на превращенный этилен:
GO3~Gm	6165- 94,5
В' в100 =--------------------------------- 100 = 101,5 % (масс.),
«С,н. - Сс,Н< i4557,5 - 8577,5
Селективность по оксиду этилена:
С = С' • 100/Встех = 101,5 • 100/157,1 = 64,6 % (мол.).
Расход этилена на образование оксида этилена:
г (6165 - 94,5) 28	6070,5 • 28	,
G03	-------44------=------44----= 3863>° кг/ч‘
Количество превращенного этилена:
gcP2h4 = Gc2H4 - gc2h4 = 14557,5 - 8577,5 = 5980 кг/ч.
Задача 2.25. Зная состав воздуха и газа, находим их количество
(табл. 2.4).
Прореагировало О2:
GO2 =« 28,0 — 0,7 == 27,3 кг.
Всего прореагировало О2:
.Vq2 = 0,875 — 0,0220 = 0,853 кмоль.
Конверсия О2:
К02 = 0,853 • 100/0,875 = 97,5 %.
Далее, пользуясь уравнениями реакций (1)—(4) находим количества про-
реагировавшего сырья и продуктов реакции. Прореагировало СН3ОН по реак-
циям (1) и (2):
^сн.он = (No2 ~ 1>5#со2) 2 = (<Х853 - 1,5  0,179) 2=1,17 кмоль;
Л^сн3он = н2 “Ь ^сн4 = 0,938 -J- 0,036 = 0,974 кмоль.
146
Получено СОа1—0,179 кмоль.
Прореагировало О2 по реакции (3):
JVq2 « 0,179 • 1,5 = 0,268 кмоль.
Расход Оа по реакции (I):
Nq2 = NOz — Nq2 = 0,853 — 0,268 = 0,585 кмоль.
Получено СН4 — 0,036 кмоль.
Прореагировало Н2 по реакции (4):
= Мсн4 " 0,036 кмоль.
Всего образовалось Н2 по реакциям (2) и (4);
= 0,938 + 0,036 = 0,974 кмоль.
Следовательно, образовалось СН2О по реакции (2):
Лгсн2о = 0,974 кмоль.
Образовалось СН2О по реакции (1):
^CHao = 2/Vq2 = 2 • 0,585 = 1,17 кмоль.
Всего образовалось СН2О:
ДГСНа0 = 1,17 + 0,974 = 2,144 кмоль.
Количество СН3ОН, превращенного в СН2О:
^СНзОН ~ 1Д7 + 0,974 = 2,144 кмоль
или
GCH3OH = 2,144 • 32 = 68,6 КГ.
Прореагировало метанола по реакциям (3) и (4):
^СНзОН = со2 "Ь Nсщ = 0,179 + 0,036 = 0,215 кмоль.
Всего прореагировало метанола:
Л^сНзОН = 2,144 4~ 0,215 = 2,359 кмоль
или
Gch3oh = 2,359 • 32 = 75,5 кг.
Образовалось СН2О:
0СНгО = 2,144-30 = 64,32 кг.
Конверсия метанола:
К = 75,5  100/89,2 = 84,6 %.
Выход формальдегида:
Вф = 64,32 - 100/89,2 = 72,1 % (масс).
Селективность:
С = 2,144  100/2,359 = 90,9 % (мол.)
Задача 2.26. Уравнение реакции:
СО + 2Н2 СН3ОН.
Поскольку ДОНг = 0, находим константу равновесия К; по уравнению
- ЛСг
СЩОИ 'со
2,303/С?’
[- 130,96 - (- 157,8)] 103
2,303-8,317-523
Умножаем дробь на 10э, чтобы привести числитель и знаменатель к одинако-
вой размерности при расчете 1g Кг.
= 0,00209.
-г пр
^пр
Приведенные значения температуры и давления:
сн3он	со	н2
5,05/7,95 = 0,64	5,05/3,54 = 1,43	5,05/(1,29 4-0,8) =2,4
523/513 = 1,02	523/134,1 =3,9	523/32,2 = 16,24
0,803	1,2	1,02
Y
Коэффициенты летучести у определяем по графикам, приведенным в [7]. Да-
лее находим значения Л’у и КР:
Тсн3он/(УсоУщ) = 0,803/( 1,2 - 1,022) = 0,643,
кр = Kf/Kv = 0,00209/0,643 = 0,00325.
Следовательно
ЛР = -Ал ' <&- = 0,00325.
р 4 (1 — х)л Р\
В расчетные формулы данной задачи и задач 2-27—2.30 следует подстав-
лять значение давления, выраженное в атмосферах, поэтому заданное значе-
ние давления (в МПа) нужно умножить на 10.
Крр2 = 0,00325 • 52 • 102 = 8,125.
Вычисляем на ЭВМ степень равновесного превращения (см. с. 126) :
х = 0,6096.
Равновесный состав смеси:
А/снаон з_2х 3-2-0,6096	°’343;
_ 1—х _ 1- 0,6096 __
з —2Х — 3-2-0,6096 “ 12 9;
2 (1-х)	2(1 — 0,6096)
3 —2х	3- 2-0,6096	,438'
Задача 2.27. Поскольку реакция протекает при атмосферном давлении то
7СР = Кт
. „ = _ (AGfc,H,-AOfc.ll,o)1°3_________(219.8 - 206,4) 10»
gAp	2,303-8,3177	2,303-8,317-850 ~	’	*
Лр = 0,1503.
148
Находим равновесный состав смеси:
С4НЮ \ C4Hs + Нг
по 2	0 0
п{ 1 — X	X X
£лг=1+х,
лгс5н8^ТУ+ л'на = Т+У: ^4Н10 = Т+7’
_	_ Лф4нЛ/ „ х2р t1 + *> _ _fyL
11	^с4н10р	*С4Н10	(1+х)2(1-х)	1—х2'
Поскольку давление атмосферное, Р = 0,1 МПа-10.
/<р = х'2/(1 -хг).
Преобразуя, находим степень равновесного превращения:
х = 7лр/(1 4- КрУ = д/0,1503/(1 +0,1503) = 0,362.
Равновесный состав смеси:
Д/С4Не = х/(1 + х) = 0,362/(1 + 0,362) = 0,266;
Л^2 = х/(1 + х) — 0,266;
ЛГс<Нв = {1 - х)/( 1 + X) = (1 - 0,362)/(1 + 0,362) = 0,468.
Задача 2.28.
. „ _	(126,4 - 30,14) 103 _
°Др 2,303-8,317-1123	1 *
Кр = 0,00085.
Находим общее число моль в момент равновесия:
2СН4 С2Н4 + 2Н2
/?0	2	0	0
п. 2 (1 — х) х	2х
£> = 2(1 — х) + х + 2х = 2 + х.
..	х .. _ 2х	2(1 — х)
"сгн4-уцГ7; "(п-т+Т1	лсщ~-2+7 •
Константа равновесия:
р *сн/г
________________	х-4х2(2 + х)2Р __________ х3Р
“ (2 + х) (2 + х)г 22 (1 - х)г “ (1 - х)2 (2 + х) •
Следовательно
х3Р
= 71------------------------------42 7»  4 »» 0,00085.
k (1 — хУ (2 + х)
Пусть Р/Кр = Q, тогда:
Q р//(р = 1/0,00085 = 1176,3
и уравнение преобразуется к виду:
f (х) = (Q — 1) х3 + Зх — 2.
149
Корень вычисляем па ЭВМ метолом половинного деления: х = 0,112.
Равновесный состав смеси (мольные доли):
х
N
= 0,0530,
2х
N
=0,1061,
Л'сщ — “о I
2(1 -0,112)
WI > 	*_____.	_ _ _
= 0,8409.
что
при температуре 1123 К реакция тер-
Из полученных данных видно,
модинамически невыгодна.
Задача 2.29. Находим отношения
Кру? = 0,0316/(0,02 • 10) = 0,158;
Значения а, р и равновесные степени
ЭВМ, пользуясь программой расчета, приведенной в методических указаниях
(см. с. 128):
КР2/КР, = 0,0316/0,538 = 0,0587.
превращения х и у рассчитываем на
а = 3,85;
х = 0,590;
у = 0,231.
Находим равновесный состав смеси (мольные доли):
_ т — х _	0,7 — 0,197	_
WC4H10	+ у 1 +0,197 + 0,233	°’°604,
С4на —
а + х —• у 0,3 + 0,197 — 0,233
1 + х + у “	1,43
х + у
1 + х + у
0,197 + 0,233
1,43
= 0,451,
Равновесный состав смеси без учета водорода:
^C4He = 0-231;	^с4н8 *= 0,659;	^с4Н10 = 0,110.
Из полученных данных следует, что в условиях равновесия количество бута-
диена'1,3 отвечает требуемому для промышленных целей.
Задача 2.30. Находим значения а и [}, х и у с помощью программы рас-
чета на ЭВМ, приведенной в решении задачи 2.29. В данной задаче т = I и
п = 0.
Рассчитанные значения х и у:
х = 0,867;	у = 0,203.
Равновесный состав смеси:
Л'сдН,. =«*:	-Vc.H, = 0,320; Л-с,н, = 0,098; Л'Н2 = 0,517.
Равновесный состав смеси без учета водорода: ^с4ыв ~ 0,203; ,¥^^==0,6631
<н10 = 0,134.
Сравнение с данными задачи 2.29 показывает, что содержание бутадиена
в равновесной смеси (без учета водорода) при дегидрировании чистого «-бу-
тана на 15 % меньше, чем при дегидрировании бутан-бутеновой смеси, сте-
пень превращения н-бутана отличается мало (0,867 и 0,84 соответственно), а
количество образовавшихся бутенов больше при дегидрировании чистого н-бу-
тапа. Следовательно, добавление д-бутенов способствует смещению равнове-
сия в сторону образования бутадиена.
150
ГЛАВА 3
ЭЛЕМЕНТЫ ТЕХНОЛОГИЧЕСКОГО РАСЧЕТА РЕАКТОРОВ
НЕФТЕХИМИЧЕСКИХ ПРОЦЕССОВ
В данной главе приведены тепловые и гидравлические расчеты
крупнотоннажных химических процессов, а также расчеты таких
показателей работы реакторов, как объемная скорость, объем
зоны реакции и время контакта. Рассмотрены расчеты тепловых
эффектов некоторых реакций.
ОСНОВНЫЕ ТЕХНОЛОГИЧЕСКИЕ ПАРАМЕТРЫ РАБОТЫ РЕАКТОРОВ
В промышленности для оценки необходимого объема зоны реак-
ции пользуются такими параметрами, как объемная скорость и
время контакта.
Объемная скорость — объем исходного сырья (или сырьевой
смеси), пропускаемого через объем зоны реакции за 1 ч.
v=V/Vv м3/(м3-ч) или ч-1,	3.1
где V — объем сырья, м3/ч;	— объем зоны реакции, м3.
Если в реактор подается жидкое сырье, то объемную ско-
рость рассчитывают по его объему при 20°C:
= м3/ъ	3.2
Если же сырье газообразное — по его объему при нормальных
условиях:
Уг = (бс. 22,4)/Мс м3/ч.	3.3
Если в реактор подается несколько реагентов, например угле-
водород и воздух или кислород, углеводород, кислород и водя-
ной пар и т. д., то объемную скорость рассчитывают также по
объему реакционной смеси на входе в реактор при нормальных
условиях:
= [бс/Мс + (бреаг/АГреаг) "Е бразб/АГразб] 22,4 мэ/ч. 3.4
Для гетерогенно-каталитических процессов Ер представляет
собой общий объем зоны реакции (объем катализатора и сво-
бодного пространства между гранулами катализатора).
Время контакта — отношение объема зоны реакции к секунд-
ному объему реакционной смеси при температуре и давлении
в реакторе:
т = Vp/Vc,	3.5
где Ус — секундный объем жидкости или паров, поступающих в реактор при
условиях протекания реакции.
т можно также выразить в мин или ч.
Объем жидкости (м3/с):
Via =	• збоо).
3.6
151
Объем газообразного сырья (м3/с):
(^реаг/Л1реаг)-|-СразбЛ^рэзб] 22,4г  0,101
г	273Р  3600
где Gc, Gpear, Gpaao — количество сырья, реагентов и разбавителя соответствен-
но, кг/ч; Л1с, Мреаг. Мра3б — молекулярная масса сырья, реагентов и разбави-
теля соответственно; Т — температура в реакторе, К; Р— давление в реак-
торе, МПа.
Строго говоря, фактический объем паров может быть больше
или меньше рассчитанного по уравнению 3.7, поскольку в про-
цессе реакции объем паров может уменьшаться или увеличи-
ваться. Поэтому время контакта, определяемое таким образом,
является условным. Иногда его определяют как среднюю вели-
чину по реактору по среднему числу кмоль между входом и вы-
ходом из зоны реакции.
Объем зоны реакции Ур может представлять собой суммар-
ный объем или свободный объем (за вычетом катализатора)
зоны реакции. В последнем случае время контакта равно
T=Vpm/Pc,	3.8
где пг — порозность слоя.
Метод расчета времени контакта для промышленного реак-
тора должен соответствовать методу, принятому при обработке
исходных экспериментальных данных для каждого конкретного
случая.
Таким образом, приведенные параметры являются лишь при-
ближенными. Методы более точных расчетов реакторных
устройств изложены в соответствующих учебниках и моногра-
фиях.
ПРИНЦИПЫ СОСТАВЛЕНИЯ ТЕПЛОВЫХ БАЛАНСОВ
Тепловой баланс служит основой при расчете тепловых и хи-
мических процессов. Для составления его необходимо опреде-
лить количество тепла, вносимое в аппарат и уносимое из аппа-
рата. Согласно закону сохранения энергии приход и расход теп-
ла должны быть равны:
Qi3x= /Ц Qbmx,	3.9
где SQbx — суммарное количество тепла, вносимое в аппарат поступающими
продуктами и выделяющегося при протекании экзотермических реакций, Вт;
SQr.M-x — суммарное количество тепла, уносимое из аппарата, включая тепло,
поглощенное при протекании эндотермической реакции, и потери в окружаю-
щую среду, Вт.
Для расчета количества тепла, вносимого в аппарат реаген-
тами или выносимого из него продуктами реакции, можно поль-
зоваться теплоемкостью или энтальпией.
Количество тепла (Вт):
вносимое или уносимое жидкостью
q=Gc^ = Gz,	3.10
152
вносимое или уносимое парами
Q = G [гж/н + г + сп (tn - /н)]/3,6 = GI/3,6,	3.11
где Q — количество тепла (тепловой поток), Вт; G — количество реагента или
продукта реакции, кг/ч; сп — средняя теплоемкость жидкости и паров со-
I ответственно, кДж/(кг-°С); г — скрытая теплота испарения, кДж/кг; / — тем-
пература, °C; /н,	— температура насыщения и перегрева соответственно, °C;
i—энтальпия жидкости, кДж/кг; / — энтальпия паров, е<Дж/кг,
Количество тепла значительно удобнее и проще рассчиты-
вать, пользуясь энтальпией, особенно когда из теплового ба-
ланса необходимо определить одну из температур,
Задачи
3.1.	Рассчитать тепловой эффект реакции каталитического пиро-
лиза w-бутана в смеси с водяным паром при температуре 780°С
и времени контакта 0,6 с.
Исходные данные:
выход продуктов пиролиза в расчете па исходный бутан,
% (масс.): Н2- 1,0; СН4 - 21,2; С2Н4-45,0, С2Нб-3,7; С3Н6-
14,6; С3Н8 — 0,8; С4Нв— 2,9; «-С4Н8— 1,4; изо-С4Н1о—0,2; изо-
С5Н12 —0,1; С в СО-0,4; С в СО2 — 0,6; кокс — 0,6;
конверсия «-бутана —95,1 %.
3.2.	Рассчитать тепловой эффект реакции пиролиза «-гексана
при температуре 800°C. Исходные данные для расчета взять из
условий задачи 2.14.
3.3.	Рассчитать тепловой эффект реакции дегидрирования
w-бутана на алюмохромовом катализаторе при температуре
590°C, если известен состав продуктов разложения [% (масс.)]:
Н2 —3,6; СН4-3,1; С2Н4-3,5; С2Н6 —2,0; С3Н6 —5,3; С3Н8-
3,1; С4Нб — 5,6; «зо-С4Н8 — 0,9; «-С4Н3 — 67,6; С5 и выше — 2,8;
С в СО2—1,3; кокс—1,2.
3.4.	Рассчитать тепловой эффект реакции дегидрирования
н-бутенов при температуре 630°C, если известен состав продук-
тов разложения (состав продуктов взять из условий задачи 2.17).
3.5.	Определить тепловой эффект реакции окисления изопро-
пилбензола (ИПБ) в гидропероксид изопропилбензола (ГПИПБ),
если при окислении образуются следующие количества продук-
тов реакции, кг/ч: ГПИПБ — 19585,2; диметилфенилкарбинола
(ДМФК)—964; ацетофенона (АФ) — 231. Количество продуктов
глубокого окисления определить из уравнений реакций окисле-
ния. Температура окисления 110—120 °C.
3.6.	На установку дегидрирования н-бутана поступает
25 000 кг/ч бутановой фракции, в которой содержится 0,3 %
углеводородов Сд, 0,2 % углеводородов С5 и выше и 2,8 % буте-
нов. Объем кипящего слоя 160 м3, насыпная плотность пыле-
видного катализатора рн = 1400 кг/м3, плотность кипящего слоя
750 кг/м3. Определить объемную скорость подачи бутановой
фракции.
153
3.7.	На установку дегидрирования изопентана поступает
30000 кг/ч изопентановой фракции, которая содержит 96 % изо-
пентана, а также н-пентан, углеводороды С4 и С6. Объем кипя-
щего слоя 20 м3, плотность кипящего слоя 750 кг/м3, насыпная
плотность пылевидного катализатора 1400 кг/м3. Определить
объемную скорость подачи сырья.
3.8	В реактор дегидрирования бутенов поступает бутено-
вая фракция G6 = 15 000 кг/ч и водяной пар в количестве
20 моль/моль бутенов. Внутренний диаметр реактора D = 6 м,
высота слоя катализатора Н — 1,8 м. Температура парогазовой
смеси на входе в слой G —630 °C, на выходе — 590 °C. Давле-
ние на входе в слой 0,16 МПа, на выходе из слоя 0,13 МПа. Оп-
ределить объемную скорость подачи сырья и условное время
контакта.
3.9.	Определить объемную скорость подачи смеси бутенов и
водяного пара для условий задачи 3.8.
3.10.	Вывести уравнение, связывающее время контакта с объ-
емной скоростью паров сырья.
3.11.	Для условий задачи 2.24 определить объемную скорость
подачи газового потока, если объем зоны реакции равен 10 м3,
число реакторов равно 2.
3.12.	Вывести уравнение, отнесенное ко всему объему зоны
реакции, связывающее условное время контакта с объемной ско-
ростью подачи паров двух или более потоков.
3.13.	Определить условное время контакта в расчете на весь
объем зоны реакции для условий задачи 3.11, если температура
равна 240°C, а давление 1,962 МПа.
3.14.	Рассчитать кратность циркуляции катализатора в реак-
торном блоке дегидрирования м-бутана, если известны темпе-
ратуры и количества потоков.
Исходные данные:
температура, °C: сырья на входе в реактор — 550; контактного
газа — 600; поступающего регенерированного катализатора —
650; выходящего закоксованного катализатора — 570; азота, по-
ступающего в реактор, — 20;
количество и состав загрузки реактора, продуктов разложения,
контактного газа, азота и кокса взять из условий задачи 2.16;
тепловой эффект реакции дегидрирования 2120 кДж/кг; тепло-
вые потери QnoT = 174 450 Вт.
3.15.	Составить тепловой баланс регенератора реакторного
блока дегидрирования н-бутана и определить расход топлива и
воздуха.
Исходные данные:
температура, °C: поступающего катализатора —570; выходя-
щего катализатора = 650, поступающего воздуха /в = 200, вы-
ходящих газов регенерации /г. р = 590; количество закоксован-
ного катализатора GKai =823 753 кг/ч; содержание кокса на ка-
тализаторе: на входе в регенератор — 0,124; на выходе из реге-
нератора — 0,005;
154
коэффициент избытка воздуха а = 1,3;
элементный состав кокса, % (масс.): С — 97,5; Н — 2,5;
состав топливного газа, % (об.): Н2 — 59,1; СН4 — 13; С2Н4 — 4;
С2Нб — 3; С3Н6 —5; С3Н8 —2,5; С4Н]0-2,5; N2 — 6,0; СО2 - 4,9.
3.16.	Рассчитать производительность реактора дегидрирова-
ния н-бутенов в бутадиен и потерю напора в слое катализатора,
если заданы: объемная скорость подачи сырья v = 150 ч-1, тем-
пература на входе в слой катализатора /1 = 630 °C, на выходе
из слоя /2 = 590°C; степень разбавления сырья водяным паром
20 моль/моль. Внутренний диаметр реактора D = 6 м, высота
слоя катализатора Н — 2 м. Размер цилиндрических гранул ка-
тализатора 5X8 мм. Пористость слоя т=0,38. Состав сырья
и контактного газа взять из условий задачи 2.17. Давление на
выходе из реактора Р2 = 0,128 МПа.
3.17.	При условиях задачи 3.16 рассчитать потерю напора
в слое катализатора, если принять диаметр реактора 5,5 м, 5 м,
4,5 м. Построить кривую зависимости потери напора от высоты
слоя. Рассчитать парциальное давление бутеновой фракции на
входе в реактор.
3.18.	Определить температуру перегрева водяного пара для
условий задач 2.17 и 3.16. Составить тепловой баланс реактора
дегидрирования бутенов и найти температуру на выходе из слоя
катализатора, если температура на входе равна 630 °C, а тем-
пература паров бутеновой фракции на выходе из печи 450 °C.
3.19,	Б реактор окислительного аммонолиза пропилена посту-
пает:
пропиленовая фракция, которая содержит (кг/ч): этана —
25,7; пропилена — 6300; пропана — 75;
аммиак — 2982 кг/ч; воздух — 13 632 кг/ч; водяной пар —
13 532 кг/ч.
Определить объем зоны реакции, если объемная скорость по-
дачи газовой смеси составляет 500 ч~1.
3.20.	Составить тепловой баланс реактора полимеризации
этилена под низким давлением.
Исходные данные:
количество, кг/ч: этилена G3 = 5350; полиэтилена Ga — 4000;
растворителя (бензина) б?б = 20 740; катализаторного раствора
GK = 3960;
температура, °C: в реакторе /р = 75; этилена после охлаждения
С — 40; свежего этилена /э = 40; бензина (растворителя)
/-3 = 40; раствора катализаторного комплекса /к = 30;
тепловой эффект реакции полимеризации = 4187 кДж/кг по-
лиэтилена;
пределы кипения бензина 85—95 °C; плотность бензина d™ = 0,7;
давление в реакторе Рр = 0,35 МПа;
количество отдуваемого этилена GOTa = 1335 кг/ч;
концентрация катализаторного комплекса в растворе бензина
155
3.21.	По данным задачи 3.20 рассчитать объем зоны реакции
и число реакторов полимеризации этилена под низким давле-
нием, если продолжительность реакции г = 3,6 ч, плотность по-
лиэтилена рп — 960 кг/м3, а объем одного реактора 1/Р = 20 м3.
3.22.	В реактор прямой гидратации этилена в этиловый спирт
поступает парогазовая смесь, состоящая из свежего и циркули-
рующего этилена и водяного пара. Мольное соотношение водя-
ной пар : этилен = 0,7 : 1. Объемная скорость подачи этилена при
нормальных условиях и = 2000 ч-1. Состав этилена, % (об.):
СН4 — 0,025; С2Н4 — 0,92; С2Нб — 0,055. Давление в реакторе
Р— 7 МПа. Средняя температура в слое катализатора —
290 °C; пористость слоя (порозность) т = 0,38. Рассчитать услов-
ное время контакта.
Методические указания
К задаче 3J. Необходимо проверить соответствие суммарного
выхода продуктов реакции конверсии н-бутана. В данном случае
суммарный выход равен 92,5 %(масс.), а конверсия — 95,1 %.
Разность [2,6 % (масс.)] составляют потери, которые условно
распределяем между продуктами реакции и рассчитываем со-
став. Для этого выход каждого компонента необходимо разде-
лить на суммарный выход продуктов реакции и умножить на 100:
100
где х, —выход Pro компонента, % (масс.); Sx/— суммарный выход всех ком-
понентов, % (масс.).
Затем рассчитываем количества продуктов реакции (в кмоль
на 100 кг превращенного сырья); для этого выход каждого ком-
понента делим па его молекулярную массу. Число кмоль сырья
определяем как 100, деленное на молекулярную массу сырья.
В составе продуктов реакции присутствуют СО и СО2. По-
следние образуются по реакциям газификации кокса водяным
паром, которые могут быть условно записаны:
С + н2О	СО + Н2,	(1)
С + 2Н2О	СО2 + 2Нг.	(2)
Из уравнений реакций (1) и (2) видно, что на образование
1 моль СО и СО2 расходуется 1 и 2 моль воды соответственно.
При расчете теплового эффекта реакции необходимо учесть
воду, вступающую в реакции газификации кокса:
ХН2О = (хсо/^со 5* Л'СО2 ‘ 2/МСо2) 18,	2
где хсо, хсо2 —выход СО и СО2, % (масс.); Afc0, MCq2 — молекулярные
массы СО и СО2.
Количество СО и СО2 находим по уравнениям [% (масс.)]:
^со = хс в со^со/^С’	3
хСОг = А'С и СО2МСО2/'^С’	4
156
где хс 0 СО’ хСвСО2“ содержание углерода в СО и СО2, % (масс,); Л1с—
молекулярная масса углерода.
Тепловой эффект реакции находим по закону Гесса, согласно
которому тепловой эффект реакции равен сумме теплот обра-
зования продуктов реакции за вычетом суммы теплот образова-
ния исходных веществ:
д/у — у Д//прод У Д/7ИСХ.
5
Изменение теплового эффекта реакции в зависимости от тем-
пературы описывается уравнением Кирхгоффа, которое может
быть выражено следующим образом:
т2
ДЯГ! =- ДНГ1 + Дер Д7*.
Т>
Обычно теплоемкость продуктов реакции описывается урав-
нением:
ср = а± ЬТ + сТ2 + с'/Т2>	7
где Г — температура, К.
Тогда
ср = Да + Д&Г + ДсГ2 + Дс'/Г2.
Если подставить уравнение 8 в уравнение 6 и проинтегриро-
вать полученное уравнение, принимая Т1~0, получим
ДЯ = Д7/ + ДдГ + — ГЗ + ГЭ + - а
£	О	/
= ДД0 + (Да +	7 + Р - Т,
\	"	<3	1	/
9
где Д/Д — теплота образования i при нуле градусов по шкале Кельвина,
кДж/км оль.
Обычно в таблицах приводят стандартные теплоты образо-
вания веществ при 298 К (25°C). Значение АЯ0 можно найти
следующим образом:
ДЯ298 = ДЯ0 + (а + А 298 + ~ 2982 +	298,
откуда
ДЯ0 = Д# гэз - ( а + 4 298 + ~ 2982 +	298.
\	2	3	2984 /
Расчет ведем на 100 кг превращенного н-бутана. Теплоту об-
разования кокса условно принимаем равной нулю, приравнивая
его к чистому углероду.
157
К задаче 3.5. Для определения количества прореагировавшего
ИПБ необходимо записать уравнения реакций окисления:
сн3
С6Н5СН(СН3)2 + О2 —> С6Н5—С—ООН,	(1)
сн3
сн3
I
С6Н6СН(СН3)2 + ’/гО2 С0Н5-СОН,	(2)
сн3
С6Н5СН(СН3)2 + О2 С6Н5СОСН3 + СН3ОН,	(3)
СН3ОН 4- о2 —> НСООН + Н2О.	(4)
Уравнения (3) и (4) можно записать в виде одного общего урав-
нения:
СеН5СН(СН3)2 + 2О2 —-> С6Н6СОСИ3 + НСООН + Н2О. (3')
Далее, пользуясь уравнениями (1—3'), можно рассчитать об-
щее количество ИПБ, израсходованное на образование продук-
тов реакции. Для этого необходимо определить число кмоль про-
дуктов реакции и расход ИПБ на их образование. Затем опре-
делить тепловой эффект реакции по закону Гесса.
К задаче 3.15. В регенератор реакторного блока дегидриро-
вания w-бутаиа поступает закоксованный катализатор, топлив-
ный газ для нагрева катализатора и воздух для его регенерации
и сжигания топлива. Подача топлива необходима в связи с тем,
что тепло сгорания кокса значительно меньше необходимого для
проведения реакции дегидрирования.
По условиям задачи известны количество закоксованного ка-
тализатора и содержание кокса на закоксованном и регенериро-
ванном катализаторе. По этим данным можно определить коли-
чество кокса, подлежащего выжигу, и массу регенерированного
катализатора. При этом необходимо учесть, что кокс относят к
массе чистого катализатора.
Найдем количество регенерированного катализатора, кг/ч:
бр, к ==: б^ат 4“ бкатХр = бкат (1 -f- Хр),	1
где бкат количество чистого катализатора, кг/ч; хр — содержание кокса на
регенерированном катализаторе, доли единицы.
Аналогично, количество закоксованного катализатора:
Оз, к = бкат (1 4~ ^з)>	2
где х3 — содержание кокса на закоксованном катализаторе.
Из уравнения 2 находим массу чистого катализатора и под-
ставляем в уравнение 1:
бкат = б3. к/(1 4“ ^з)>	3
бр, к = 63. к (1 + Xp)/U 4" х3).	4
158
Количество кокса, подлежащего выжигу, находим по разности:
^кокса = Сг31 к — Gp. к.
Таким образом, все величины, необходимые для расчета, из-
вестны.
К задаче 3.16.
Программа расчета на ЭВМ загрузки и потери напора
в реакторе дегидрирования бутенов и изоамиленов (на языке Фортран-4)
В процессе дегидрирования бутенов и изопентенов большую
роль играет давление углеводородных паров. Как известно, для
снижения парциального давления сырье разбавляют водяным
паром. Однако общее давление в реакторе тоже имеет большое
значение, поскольку при прочих равных условиях от него зави-
сит парциальное давление паров бутенов.
Давление на выходе из реактора зависит от гидравлического
сопротивления аппаратов и трубопроводов после реактора. Эту
величину обычно задают, исходя из производственных данных.
Поэтому реально можно регулировать давление на входе в слой.
Последнее зависит от сопротивления слоя и, следовательно, от
высоты слоя и скорости фильтрации (линейная скорость опреде-
ляется по полному сечению реактора). Давление паров на входе
в слой рассчитывается методом последовательного приближения,
что требует больших затрат времени.
Предлагаемая программа расчета на ЭВМ позволяет при из-
вестных размерах реактора, высоте слоя катализатора и других
параметрах определить производительность реактора и потерю
напора.
Для решения задачи должны быть известны:
внутренний диаметр реактора D;
высота слоя катализатора //;
температура на входе в реактор
температура на выходе из реактора
размер гранул катализатора dt Л;
пористость слоя т,
давление на входе в реактор Р;
объемная скорость подачи сырья о;
состав сырья и контактного газа;
мольное отношение водяной пар: сырье п
Алгоритм решения. Объем зоны реакции, м3:
Vp « лО2Н/4.
Объем паров бутеновой фракции при нормальных условиях,
м3/ч:
V = Vpv.
Поскольку бутеновая фракция содержит 99,2 % углеводородов
С4 и состоит преимущественно из бутенов, условно принимаем
молекулярную массу бутеновой фракции М = 56.
159
Число кмоль паров бутенов (загрузка), кмоль/ч:
№ = 7/22,4,
Количество бутенов (загрузка реактора), кг/ч:
G3 =» №Л13.
Число кмоль водяного пара, кмоль/ч:
ЛЧ. П = К3?1-
Количество водяного пара, кг/ч:
и = jVb. п *18
Согласно условиям задачи масса контактного газа больше
массы загрузки на количество кислорода в диоксиде углерода
плюс водород, образующийся при газификации кокса. В сумме
это составляет 3,5 % от массы контактного газа. Тогда количе-
ство контактного газа (в кг/ч) равно
GKi г = G3/(i - 0,035).
Число кмоль контактного газа:
NK' г = GK г (xf Т/М<') кмоль/ч.
Общее число кмоль паров на входе и выходе из зоны реакции:
/Vi = др п кмоль/ч,
ЛЛ> = дгк + Ув- п кмоль/ч.
Сечение реактора:
S = л£)а/4 м2.
Для определения вязкости паров необходимо рассчитать объ-
емные концентрации каждого компонента в сырье и контактном
газе.
Сырьевая смесь содержит па 1 кмоль бутенов 20 кмоль водя-
ного пара. Следовательно, мольная концентрация бутеновой
фракции и водяного пара составит:
1/(1 + п),
/ /
Ха. П. 1 “ хз-
В контактном газе содержание углеводородных паров и во-
дяного пара составит:
, =	7(№-г +
/ /
х — 1 — х
В>П? 1 К, Г*
Мольные доли отдельных компонентов в продуктах реакции
определяем по уравнению
х‘ Z(4-7O'
100
где г> Л4; —массовая доля компонента и его молекулярная масса в кон-
тактном газе.
Вязкость газов и паров повышается с повышением темпера'
туры. Вязкость при температуре на входе и выходе из реактора
может быть вычислена по формуле Сатерленда:
273 +С ( Т Х1.5 „
i^Vr + c Vm) Па с'
Значения р0 и С приведены в соответствующих справочни-
ках [8]. По этим данным находим вязкость смеси ио формуле
1
Нем--у-ч z / / X »
Полученное значение вязкости в данном случае смеси обычно
соизмеримо со значением вязкости чистого водяного пара. По-
этому вполне допустимо пренебречь остальными компонентами
и вести расчет потери напора, пользуясь динамической вязкостью
водяного пара при средней температуре в слое катализатора:
р, = 3,32 Па • с.
Эквивалентный диаметр частиц катализатора рассчитываем
как диаметр шара равного объема:
Для нахождения объема паров на входе в зону реакции не-
обходимо задаться первоначальным значением давления на
входе в слой.
Объем паров на входе и выходе из зоны реакции:
Pj == Лг] • 22,47^/(273?') м3/ч.
V. = Л<2 • 22,47’2?0/(273?2) м3/ч.
Для определения потери напора в слое катализатора необхо-
димо рассчитать линейную скорость и плотность паров.
Плотность паров:
р^^ + бв.Ж кг/м3,
р2 = (GK-г + G8. п)/У2 кг/м3,
Pep = (Pi + рг)/2 кг/м3.
Средний секундный объем паров:
Пр. е = (И + Р2)/(2.3600) м3/с.
Скорость фильтрации:
® = Пр. с/5 м/с.
Имеется ряд формул для расчета потери напора в стационарном
слое гранулированного материала, причем наиболее достовер-
ными считаются двухчленные формулы. Рассчитываем потерю
6 Зак, 436
161
напора по формуле Эргуна (Па/м):
ДР 1СЛ U - т}2
Н	nf
, _r (1 — m) pw>?
---- /п I	I —  I —  	
Потеря напора в слое:
ДР = (ДР, Я) // МПа
Давление на входе в слой:
Р" = Р2+ ДР МПа
Полученное значение должно отличаться от принятого не бо-
лее чем на 3%. что не выходит за пределы точности метода.
Парциальное давление паров бутановой фракции на входе
в слой
= Рхб МПа.
Если значение не совпало с первоначально принятым, рас-
чет повторяется, причем давление на входе в слой принимается
равным:
- к+од
Расчет продолжается до достижения заданной точности.
Основные обозначения, используемые в программе, приве-
дены ниже:
	Расчетное	Программ ное
Количество компонентов в контактном газе	N	N
Массовая доля компонента контактного газа	к. г xi	Х(1)
Молекулярная масса компонента контактного		F (I)
газа		
Диаметр реактора	D	D
Высота реактора	//	Н
Объемная скорость	и	ОС
Молекулярная масса бутеновой фракции	М	FI
Молекулярное соотношение водяной пар: за-	п	М
грузка		
Температура смеси на входе в зону реакции	Т}	Т1
Температура смеси на выходе из зоны реак-		Т2
ции		
Атмосферное давление	Ро	РО
Давление на выходе из слоя		Р2
Вязкость компонентов при стандартных усло-	U0,	QN(I)
виях		
То же при температуре Т		Q (I)
Константа формулы Сатерленда	с	С (I)
Объем паров при нормальных условиях	V	V
Диаметр частиц катализатора	а	DE
Эквивалентный диаметр частиц		DEI
Высота цилиндрической гранулы катализатора	h	HE
Пористость слоя	tn	E
Заданная точность с которой рассчитываем	Е	EO
потерю напора		
Начальное значение давления на входе в слой	—	PZRQ
162
	Расчетное	Программ- ное
Давление на входе в слой	р,	PVX
Потеря напора	ДР	РОТ
Среднее давление в реакторе	Рср	PZR
Число кмоль/ч загрузки	Хз	ZA
Количество загрузки	G3	GZ
Число кмоль/ч водяного пара	N в. п	XV
Количество водяного пара	GB. п	GV1
Количество контактного газа	6К, г	G
Число кмоль/ч контактного газа	N	R
Объем паров на входе и выходе из реактора	Vt	VC1, VC2
Плотность паров	Р	Y
Мольная концентрация бутеновой фракции	/ хз	XZ
Мольная концентрация водяного пара	4п	ХР
Суммарная мольная концентрация углеводо-		XV
родов в контактном газе Концентрация водяного пара в сырьевой смеси		ХР1
Мольная концентрация углеводородов в угле-	1—	ХК (I)
водородной части контактного газа Вязкость смеси	и	QSM
Объем зоны реакции	Vp	VR
Скорость фильтрации		W
Блок-схема расчета приведена на рис. 3.1.
Листинг с программой и полученными результатами приве-
ден на с. 165, 166.
К задаче 3.18. Для определения температуры перегрева водя-
ного пара необходимо составить тепловой баланс узла смешения:
G сз^з 4~ Gn п = (G3c3 -j- GB. псв, п;) tt,	1
где С3 Ga. п — количество загрузки и водяного пара, кг/ч; с — теплоемкость,
кДж/(кг-°С); 7В. п — энтальпия перегретого водяного пара; t3, ts.n— темпера-
тура загрузки и перегретого водяного пара, °C; ti — температура смешения
(входа в зону реакции), °C.
Из уравнения 1 находим энтальпию водяного пара:
°в. гЛ. п = (G4t + Св. псв П1) *1 -	1'
7	( g3  Y g3
/в,П Ьв.п +	Оа. „
ИЛИ
G3
;В. п = G-4- Св. пЛ кДж/кг.	2
*-/В« п
По справочным таблицам [16] находим температуру пере-
грева водяного пара /в. п, соответствующую найденному значению
энтальпии.
Температуру на выходе из зоны реакции можно найти из теп-
лового баланса реактора:
+ Gs. Л. п. = GK’ Ч. Л 4- или Фвых = °К’ Ч. Л 4~ GB. ц1в. п, = G3% (j*	 ^в. П^В, Па + G	^пот	3 ^в» iJb, щ ~	*“ Флот*
Рис. 3.1. Блок-схема расчета потери манора
164
JOB 10 LIST
10002 TRAN
PROGRAM
DIMENSION X(5O),F(5O),XK(5O),QN (5O),C(5O), 0(50)
READ(5)N
15 F0HMAT'<12)
READ(5)CXCI),F(I),I=1,N)
16 FORMAT(F6.2/F5.2)
REAP(5) ('QN(I) ,C(I),ls 1,N)
17 FOR MATCF7.3,F7.2)
REA D(5)D,H,00,F 1,M,T 1, PD,T 2,P2,DE,HE,E ,ED
18 FORMAT(2F5.2,F5. 1,F4, 1,I2>F5, 1,F6>4,F5,1,FS.3,2F4. 1,F5.2,F5.3
)
REA 5(5) PZR 0
22 FOR.MAT (F7.4)
VR=3,14*D**2*H/4
V=VR*0C
 WRITE(7,3 DVR
31 FORMAT(2X,’ОБЬЕМ ЗОНУ PEA HUM И,КУS.M’,F7.2)
2A=V/22.4
GZ=ZA*F1
MR IT E (7,3 2) G1
32 FORMAT(2X,’ЗА ГРУЗКА PEA KTOPA,КГ/4’,F8, 1)
2V-M*ZA
GV1=18*ZV
WRITE(7,33)GV 1
33 FORMAT(2X,’КОЛИЧЕСТВО ВОДЯНОГО ПАРА/КГ/Ч ’zF 10. 1)
G=GZ/0.965
«SY=O.
DO 1 1=1,4
1	SyeSmcD/Ffl)
:R»6*SV/100
R1=ZA*ZV
R2=R*ZV
PZRsPZRO
XP 1=1.-ZV
DO 2 I = 1,N
2	XK(I)=(XCI)/F(I))/SY
T = CTl + T2)/2
TS=T/273
SQ=D.
DO 3 1-1,4
G(I) = QNCI)*(273 + C(I))*(TS**1*5)/(T + C(D)
3	SQ = SQ+XK(I)/Q ( I)
0SM=1/SQ
FE=L5*DE**2*HE
; IF (QSM-33.2) 4,4,5
4	aSM=33>2
5	DE1=(FE**( D/3.)>/10**3
10 VC1=R 1*22.4*T 1*P0/(2?3*PZR)
VC2=RZ*22.4*T2*PQ/(273*P2)
Y1=(GZ + GV1)/VC1
¥2=(G + GVD/VC2
¥.«=(ц+тг)/2
165
V 0= (V С1+ VC23
M=4*V0 / (3.14*0**2)
РН=150*( 1-E)**2*M*QSM/ СЕ**3*0Е 1**2* 10**6.) + 1.75* t 1-Е) *У0*М**2/ (В*
*3*t)E13
РОТ=РН*Н/ 10**6
PVVP2+P0T
POG=ABSСPVX-PZRO)
i IF (EO-POG) 6,7,7
6 PZR=(PZR+PVX)/2
GO TO 10
7 WR ITE (7, 11) PVX
11 FORMAT(2X,’ДАВЛЕНИЕ НА ВХОДЕ В СЛОЙ ,МПА ' ,2X,F6.4)
1 WRITE(7,34)N
54 FORMAT t2X,’СКОРОСТЬ ФМ Л ЬТ PA W,М/СЕК' ,F 5.2)
I STOP
EN D »a
>0003 RUH
№13
X( 13 = 1.4
X(2)“0.7
X(3)=0.7
X(43 =0.4
X(5)=0,1
X(6)=0.3
X(7)=24.8
X(8)=5.7
X(9)=44.9
XC10) -1.7
XC11)«14.2
X( 123*0.8
X C 13 3 =4.3
GN(-1)=8 .4
ON C25 = 10.4
GN(33=8.6
GN(43=7.0
(14 (5 3=8.0
QN(6)=6.9
GN(7)=7.4
QN(83=7.4
GN(93 =7.4
F( 1)=2 .
F(2)=-16.
Г(3 3 -28.
F(4)=30.
F(53=42.
F(6)=44.
F(73*54.
F (83=56.
F($3=56.
FC 103«58.
F (-11) «58 .
Ft 123 «72.
Ft 13 5«44?
.Ct 13=73.
C(2)«164.
C(33=252.
C(4)=362.
C(53 =278 .
C(63=277.4
C(7>=335.5
C (83 =335.5
0(93=335.5
ON( 103=6.9
GNC 113=6.2
ON C 123 =6.4
QN< 13 3= 14.0
0(103=377.4
C( 1 13=38 5.
C ( 123=382.8
C< 133 =254.
0=6.	H=2.	00=150.	F1=56.
H = 20. T 1 = 903.
P0 = 0.098 1 T2=863
P2 = 0.128 0E=5. HE=8, E = 0.38 £0=0,006
PZRO=O. 175
ОВЬЕМ 30HU РЕАКЦИИ,КУБ,М 56.52
ЗАГРУЗКА РЕАКТОРА ,КГ/Ч 21195.0
КОЛИЧЕСТВО ВОДЯНОГО ПАРА,КГ/Ч 136254.0
ДАВЛЕНИЕ НА ВХОДЕ В СЛОЙ,МПА 0.1693
СКОРОСТЬ ФИЛЬТРАтЛШК 3.79
0017 STQ?
166
Температура, °C
Рис, 3,2. Вспомогательная кривая зависимости Qеых от температуры
Рис. 3.3. Схема потоков в полимеризаторе:
i — полимеризатор; 2 — холодильники; 3 —* газодувка
Для определения температуры на выходе из реактора строим
вспомогательный график зависимости QBwx от температуры
(рис. 3.2) f задаваясь несколькими температурами на выходе из
реактора:
tl	tli	fHi	fIV
*2	*2	f2	*2
Фвых]	Qauxj	Qbux3	Фвызц
Затем на оси ординат откладываем точку, отвечающую количе-
ству тепла Qabix, и проводим прямую, параллельную оси абсцисс,
до пересечения с кривой. Температура в точке пересечения и
есть искомая температура на выходе из реактора.
/( задаче 3.20. Целью расчета является определение массы
циркулирующего этилена, обеспечивающей необходимый тепло-
съем в реакторе, и определение размеров реактора. Схема пото-
ков изображена на рис. 3.3. Отвод тепла осуществляется за счет
испарения углеводорода (бензина), который конденсируется в
холодильнике 2 и вновь возвращается в реактор /. Этилен заби-
рается газодувкой 3 и тоже возвращается в реактор 1. Съем
тепла можно регулировать количеством циркулирующего эти-
лена. Часть этилена сдувается на ГФУ.
Количество тепла, подлежащего отводу, находят из теплового
баланса реактора.
Введем следующие обозначения:
Температура, °C
в реакторе
этилена после охлаждения /о
свежего этилена
бензина (растворителя) /а
раствора каталитического комплекса tK
Тепловой эффект реакции, кДж/кг полиэтилена,
Содержание паров бензина в циркулирующем этилене на выходе
из реактора и после охлаждения условно определяется по за-
167
кону Дальтона (поскольку растворимость этилена в бензине
очень мала):
= РМ&
8б (Рр -Р)МЭ’
где gt>—содержание паров бензина (или углеводорода) в 1 кг этилена, кг/кг;
Р — давление паров бензина при температуре в системе, МПа; Рр — давление
в реакторе, МПа; Mr,— молекулярная масса бензина; Л13— молекулярная
масса этилена.
Содержание бензина в этилене может быть до 1 и более кг
на 1 кг этилена.
При составлении теплового баланса реактора условно пре-
небрегаем потерями тепла в окружающую среду, что дает неко-
торый запас.
Введем следующие обозначения:
Сотд, Я — количество свежего, отдуваемого и циркулирую-
щего этилена соответственно, кг/ч;
— количество бензина, подаваемого в реактор на раз-
бавление, бензинового раствора катализатора и полиэтилена со-
ответственно, кг/ч; /, z — энтальпия паров и жидкости соответ-
ственно, кДж/кг; с —теплоемкость, кДж/(кг-°С);
др —тепловой эффект реакции на 1 кг полиэтилена, кДж/кг.
Приход тепла, Вт:
со свежим этиленом —
с раствором катализатора — GKiK;
с бензином (на разбавление)— Geis',
с охлажденным циркулирующим этиленом и парами бензина,
содержащимися в этом этилене:
Rc»‘o+
с бензиновым конденсатом, выделившимся после охлаждения
парогазовой смеси (разность между содержанием бензина в па-
рогазовой смеси на выходе из реактора и после охлаждения):
(£бр “ Ч)
с бензином, сконденсировавшимся после охлаждения отдувае-
мого этилена:
(^бр — ^бо) Сотд'бо*
Тепловой эффект реакции: Gnq?-
Всего входит:
°эсэЧ + GA + G6Z6 + RcJo + S6o^&0 + (£бр - ябо) +
+ (£бр - £б0) °огд(бо + GnS-
Расход тепла, Вт:
с бензином: (GK + G6) isp>
с полиэтиленом: GncnzP;
168
с циркулирующим этиленом и содержащимися в нем парами
бензина (парогазовая смесь):
с отдуваемым этиленом и содержащимися в нем парами бен-
зина:
G„ с i + G .
ОТД э р 1 ®бр ОТД^бр
Всего выходит:
(G„ + GK) t‘ + G с / + Re t + g. RL + G c t + g* G L .
X к б/ бр пир1 эр’ s6p бр 1 отд a p 1 6бр отд бр
Приравниваем приход и расход тепла:
+ G6t6 + Rc3tQ +	R^ +
^бо^бо (^бр — ^б0) ^ОТД4бо +	=
= (G Ч- G,-)	4*4 G с / 4“ “h Qa R1\ Ч- G c t -p Qa G .
Хк1 б/бр1 п n p 1 эр 1 s6p бр 1 отд э р 1 ®бр ОТД бр
Преобразуем полученное уравнение:
('р -'»)+(ч - м - (L - М =
= G3c3ta -{- Gn (qp - сп/р) — [Gk (/бр — у + G6 (/бр —	+
+ GrtTl ci -j-гг.	G (1Л — \L
1 отд Э p 1 ®бо отд бо 1 s6p отд \ бО бо/]
Находим /?:
Таким образом рассчитывается количество циркулирующего
этилена.
Примеры решений
Задача 3.1. Находим суммарный выход продуктов реакции [92,5 °/о (масс.)] и
пересчитываем состав, принимая суммарный выход за 100 %:
х' = 1,0 • 100/92,5 = 1,08 % (масс.),
£
хСН4 = 21,2- 100/92,5 = 22,9 % (масс.) и т. д.
Находим количество СО и СОа:
гсо = 0,4 • 28/12 = 0,90 % (масс.),
хСОг = 0,7 • 44/12 =< 2,6 % (масс.).
Количество воды, вступающей в реакцию газификации кокса:
хн2о = (A'co/;Wco + хсо • 2/мсо2) 18 = (0,9/28 + 2,6  2/44) 18 = 2,7 % (масс.).
Количество образующегося водорода:
ХН2 *Н2О  2/18 = 2,7 • 2/18 = 0,3 % (масс.).
169
Таблица 3.1. Расчет теплового эффекта реакции пиролиза н-бутана
Компонент	Молекула р*	G,	/V,		/V АЯгэа,	
	ная масса	кг	кмоль	кДж/кмоль	кДж	
						
Сырье Я'СфНю	58	100,0	1,720	-126 232	-217 119	
нго	18	2,7	0,150	-241 989	—36 298	
Всего . .	♦	102,7	1,870		-253 417	
Продукты реакции: Из	2	1,4 22,9	0,700	0	0	
сн4	16		1,430	-74 860	-107 050	
ед	28	48,6	1,740	52 502	91 353	
ед	30	4,0	0,130	-84 780	-11 021	
ед	42	15,8	0,380	20 427	7 762	
ед	44	0,9	0,020	-103916	-2 078	
С4Нв	54	3,1	0,060	110 238	6614	
ед	56	1,5	0,030	-11 179	—335	
изо-с^ю	58	0,2	0,003	-134 606	—404	
изо-СБН12	72	0,1	0,002	— 154 577	-309	
СО	28	0,9	0,032	— 110 599	— 1 438	
СО2	44	2,6	0,059	-393 777	-36 621	
Кокс	——	0,7	0,016	0	0	
Всего . .	•	102,7	4,617	—-•	-53 527	
Рассчитываем число кмоль исходных веществ и продуктов реакции (количе-
ство водорода газификации прибавляем к количеству водорода, образовавше-
гося из н-бутана).
Находим теплоты образования исходных веществ и продуктов реакции,
а также коэффициенты а, Ь, с и с', необходимые для определения теплоем-
кости [5, 7]. Умножаем теплоты образования и коэффициенты уравнения (7)
для каждого компонента на число кмоль этого компонента и складываем по-
членно (ниже буква N опущена).
Результаты расчета приведены в табл. 3.1.
Находим тепловой эффект реакции в стандартных условиях:
ДЯг8В = — 53 527 - (-253 417) = 199 890 кДж
находим Да, ДЬ, Дс и Дс':
Да = 51,43 -36= 15,43,
Д& = 441,7 . |(Г3 - 524 • 10“3 == - 82,3 • 10"3,
Дс = - 126,7 • 10“6 - (- 159,5 . Ю"6) «= 32,8 - 1(Г6>
Дс' = - 0,515- 106.
Разность теплоемкостей в стандартных условиях:
,	.	. Д& г , Дс _2	Дс'
д%, “ Л" + ~т + — т	тт =
_ [18143 + ( -	298) +	298» +	=
= 4,73 кДж/К.
Из уравнения
^^293 в	’ 298
170
	Ср, кДж/кмоль				aN	b-l03N		
	а	ьлз3	с-106	С'-106				
18,24	303,76	-92,72	—	31,40	522,5	-159,5	
30,60	10,10		——	4,60	1,5	~ ч	—
				36,00	524,0	-159,5	
14,33	74,71	— 17,44		20,49	106,8	-24,9	
11,33	121,08	-37,92		19,71	210,7	-66,0	
5,79	175,20	-57,89		0,75	22,8	-7,5	—W
12,45	188,50	-47,62		4,73	71,6	-18,1	
1,72	270,99	-94,54		0,03	5,4	-1,9	——‘
9,67	244,00	-87,71		0,58	14,6	-5,3	
20,80	251,00	-76,00		0,62	7,5	-2,3	
9,61	345,00	-162,40		0,03	1,0	-0,5	——«
-1,18	200,70	—109,90		—0,002	0,4	-0,2	' II»
28,43	4,10	F	-0,46	0,37	0,05		-0,006
44,25	8,79	**	-8,62	4,12	0,8		—0,509
«*чн*Ъ			- 		*		“II"
	—*•	——	—	51,43	441,7	-126,7	-0,515
находим
А До = АЯг9в - Дср29в • 298 = 199 890 - 4,7 • 298 => 198 489 кДж.
Далее находим тепловой эффект реакции при заданной температуре;
10- .07.
Р1073 • 1073 = 198 489 -f- 15,43 +
Я9 R. 1П”3	Л . If)5 1
------,073'2 + /Хаг - Ю73 =» 198 489 - 16343,2 = 183 547 кДж.
3	1073 J
1073
Тепловой эффект реакции:
в расчете на 1 кмоль превращенного «-бутана
183 547/1,72 = 106713 кДж/моль,
в расчете на 1 кг превращенного н-бутана
183 547/100 = 1835 кДж/кг.
Задача 3.2. Находим значения A/f^/V, aN, bN и cN.
Теплота образования продуктов реакции в стандартных условиях:
А7?29в ==» ^АДКон — X ^Дисх " 2127— ( — 198 638) =я 200 765 кДж/кмоль
Теплота образования при Т =» 0 К:
ДД0 == ДД298 - (да + 4г 298 + " 2983 -	298 =
«= 200 765 - ( 8,77 +	298 +	298г -	298 .
х	2	о	2У6‘ J 197
197 477 кДж.
171
Таблица 3.2. Расчет теплового эффекта реакции
дегидрирования н-бутана
Компонент	кг	КМОЛЬ	кДж/кмоль	дЯаез'Д. кДж
Сырье — Н-С4Н10	100,0	1,724	-153 815	-265 177
Продукты реакции: н2	8,6	1,8	0	0
СН4	3,1	0,19	-88 040	— 16 728
С2Н4	3,5	0,125	106 604	13 326
с2нв	2,0	0,067	-103 879	-6 960
Сане	5,3	0,126	2135	269
c3Hs	3,1	0,070	-127 321	—8 912
ед	5,6	0,104	98 139	10 206
«зо-С4Н8	0,9	0,016	—38 920	— 623
н-С4Нв	67,6	1,207	-28 665	—34 599
Св и выше	2,8	0,02	-81 224	-1 624
С в СОа	1,3	0,108	-394 606	-42 617
Кокс	1,2	—	—	
Всего 		100,0	—	—	—88 262
Тепловой эффект реакции при Т = 1073 К:
M1073 = Atf0W + ^-Т2 + -^ Г--^А =
Л	О	1
= 197 477 + ^8,77 - 1073 + --А6^ 10 А 10732 +
12j8' !L~6 Ю733 - °,0?tq105 ) == 214 534 кДж.
3	1и/о /
Тепловой эффект реакции:
ЛДю7з = АДЮ7з/Д = 214 534/1,72 = 124 729 кДж/кмоль,
ДД107з = ДД107з/С = 214 534/100,0 = 2145 кДж/кг.
Задача 3.3. Расчет теплового эффекта реакции ведем по теплотам обра-
зования сырья и продуктов реакции при температуре 863 К взятым из [14].
Все необходимые данные приведены в табл. 3.2.
Тепловой эффект реакции в расчете на 100 кг превращенного бутана:
ДЯ863 = £д/7„р- ]ГД77С=- 82570-(-265 177) = 182 607 кДж
Тепловой эффект реакции в расчете на 1 кмоль превращенного «-бутана:
ДЯ8ЙЗ = 182 607/1,724 = 105 920 кДж/моль.
То же в расчете на 1 кг превращенного «-бутана:
?р = 182 607/100 = 1826,1 кДж/кг.
Задача 3.4. Особенность расчета заключается в том, что необходимо
учесть в качестве исходного реагента воду, вступившую в реакцию газифика-
ции. Количество воды находим по реакции
С + 2Н2О —> СО2 + 2Н2.
Поскольку содержание С в СО2 равно 4,2 % (масс.), то количество воды, из-
расходованной на газификацию кокса, в расчете на разложенное сырье равно 
Ан2о^лС в Со ‘ 18-2/12 = 4,2- 18-2/12= 12,6 % (масс.).
172
Таблица 3.3. Расчет теплового эффекта реакции
дегидрирования н-бутенов
Компонент	G. кг	Л\ кмоль	ДЯэоЗр кДж/моль	кДж
Сырье:				
н-С4На	100,0	1,786	-30 773	—54 961
н2о	12,6	0,700	—243 169	— 170218
Всего 			—-	—	-225 179
Продукты реакции:				
н2	3,5	1,75	0	0
сн4	2,5	0,156	-88 500	-13 806
с2н4	2,5	0,089	-39 565	3521
ад	1,4	0,047	-104 544	-4 914
ад	0,3	0,007	1466	10
ад	0,4	0,009	-128 032	— 1152
с4н6	84,4	1,563	96 087	150 184
С5 и выше	0,8	0,011	—49 990	—550
С в СОЙ	4,2	0,350	-396 690	— 138 842
Всего 		100,0	—	1 	-5549
Значения теплот образования реагентов и продуктов реакции при темпе-
ратуре 903 К находим по справочнику [14]. Результаты расчета приведены
в табл. 3.3.
Значение теплоты образования «-бутенов рассчитываем как среднее зна-
чение теплот образования трех изомерных бутенов.
Тепловой эффект реакции на 100 кг сырья:
Д//эоэ = -5549 - (225 179) = 219 630 кДж.
Тепловой эффект реакции в расчете па ] моль превращенных «-бутенов:
219 630/1,786= 122 973 кДж/моль.
Тепловой эффект реакции в расчете на 1 кг превращенных я-бутеиов:
219 630/100 = 2196 кДж/кг.
Задача 3.5. Определяем число кмоль продуктов реакции:
^ГПИПБ = ^ГПИПБ^ГПИПБ =	585,2/152 = 128,85 кмоль/ч,
^ДМФ1< = ^дМФк/;^ДМФК = 964/136 = 7,09 кмоль/ч,
/7АФ = ^аф/^аф = 231/120 = 1,925 кмоль/ч.
Число кмоль муравьиной кислоты и воды равно числу кмоль ацетофенона;
АГМК = УАф = 1,925 кмоль/ч,
jVH2o ^АФ = 1>925 кмоль/ч.
Расход ИПБ на образование продуктов реакции:
NИПБ = J^rn “Ь дмфк + Nдф = 128,85 + 7,09 + 1,925 = 137,865 кмоль/ч.
Расход кислорода на образование продуктов реакции:
^02 = ГП	"Ь 2^аф 128,85 -|- 0,5 • 7,09 4~ 2  1,925 =
= 136,245 кмоль/ч.
173
Таблица 3.4. Расчет теплового эффекта реакции окисления
изопропилбензола
Компонент	кмоль/ч	дн. кДж/кмоль	дя\ кДж/ч
Сырье:			
изопропилбензол	137,865	—41164,6	—5675163,0
кислород	136,245	0,0	I» 1
Всего		274,110		—5675163,0
Продукты реакции:			
гидропероксид изопропилбензола	128,850	-115786,0	-14919026,0
диметнлфенилкарбинол	7,090	-262287,0	-1859614,8
ацетофенон	1,925	-142370,8	—274063,8
муравьиная кислота	1,925	-378624,4	-728852,0
вода	1,925	-241587,3	—465055,6
Всего 		140,715	—	— 18246610,0
Далее находим теплоты образования продуктов реакции для ГП, ДМФК
и АФ в жидкой фазе, для муравьиной кислоты и воды в газовой фазе. По-
скольку температура реакции невысокая, поправок на изменение теплоемкости
с температурой не вводим (табл. 3.4).
ДЯ258 = ДНкон - £/УДЯисх=«- 18 246 610 + 5 675 163 =
= -12 571 447 кДж/ч.
Тепловой эффект реакции:
в расчете на кмоль превращенного ИПБ
ДЯ = ДД298/Л/ИПБ = -12 571 447/137,865 = 91 186,6 кДж/кмоль,
в расчете на 1 кг превращенного ИПБ
ДЯ' = ДЯг98/Мипв = -91 186,6/120 = -759,9 кДж/кг,
в расчете на 1 кг образовавшегося ГПИПБ
Д/Г = ДЯ2в8/(ЯГпМГп) = “12 571 447/( 128,85 * 152) = -641,9 кДж/кг.
Задача 3.6. Поскольку содержание примесей в бутановой франкции равно
3,3 %, условно рассматриваем бутановую фракцию как бутан. Тогда объем
паров к-бутана при нормальных условиях равен
V = G6 • 22,4/Мб = 25 000 • 22,4/58 = 9655,2 м3/ч.
Объемная скорость подачи бутана, отнесенная к объему кипящего слоя:
ук = V6/VK = 9655,2/160 = 60,3 м3/(м3 - ч).
В технических расчетах принято для процесса дегидрирования низших
парафинов относить скорость подачи к объему стационарного слоя того же
количества катализатора. Объем стационарного слоя:
Уст « Урк/рст = 160  750/1400 = 85,7 м3.
Объемная скорость в расчете на стационарный слой пылевидного катализатора;
ост = Vg/VCT = 9655,2/85,7 = 112,7 м3/(м3 • ч).
17ч
Задача 3.7. Объемную скорость подачи изопентана, поскольку при комнат-
ной температуре он является жидким продуктом, определяем как отношение
объема жидкости при 20 °C к объему зоны реакции.
Плотность изопентана при 20 °C равна рж ~ 620 кг/м3.
Объем изопентана:
Иж = С/рж = 30 000/620 = 48,4 м3/ч.
Объемная скорость подачи сырья в расчете на кипящий слой:
^=1%/VK1= 48,4/20 = 2,42 ч“>.
Объемная скорость подачи сырья в расчете на стационарный слой пыле-
видного катализатора:
^ст = Укрет/рк " 2,42 * М00/750 = 4,5 м3/(мэ  ч).
Для сравнения с «-бутаном выразим объемную скорость как отношение
ров изопентана к объему катализатора
Объем паров изопентана при нормальных условиях:
V" = би • 22,4/Л!и = 30 000 • 22,4/72 = 9333,3 нм3/ч.
Объемная скорость:
= V^/VK = 9333,3/20 = 466,7 м3/(м3 • ч)
или
Г"т = 466,7 • 1400/750 = 871,1 м3/(мэ • ч).
Задача 3.8. Объемную скорость определяем как отношение объема паров
сырья без учета водяного пара к объему зоны реакции.
Объем паров бутенов при нормальных условиях:
V6 = G6 • 22,4/Л4б = 15 000 • 22,4/56 = 6000 м3/ч.
Объем зоны реакции
Гр = к&НЦ = 3,14 - 6г • 1,8/4 = 50,9 м3.
Объемная скорость подачи сырья:
G = Гб/Ир « 6000/50,9 =118 м3/(м3 . ч).
Условное время контакта определяем по объему паров сырья и водяного
пара на входе в слой.
Число кмоль бутенов и водяного пара:
ЛГб = Gg/Afg = 15 000/56 = 267,9 кмоль/ч,
Ув. п == Л^б • 20 = 267,9  20 = 5358 кмоль/ч.
Объем паров на входе в реактор:
V = (N6 + (VB. п) 22,47’Р0/(273Р) =
= (267,9 4- 5358) 22,4.903 • 0,101/(273 • 0,16) = 263 127,7 м3/ч.
Секундный объем паров:
Ис = V/3600 = 263 127,7/3600 = 73,1 м3/с.
Условное время контакта:
т =» ур/ус = 50,9/73,1 = 0,7 с.
Задача 3.9. Объем паров бутенов и воды при нормальных условиях;
Ид = (/V6 + Л^в. п) 22,4 = (267,9 + 5358) 22,4 = 126 020 нмэ/ч.
175
Объемная скорость:
й = Уп/Ир= 126 020/50,9 = 2475,8 м3/(№  ч) (ч“]).
Задача 3.10. Объемная скорость:
Р = ВП/ВР я-'.
Время контакта;
т = Вр/Вп. с-
Обозначим мольное соотношение водяного пара и сырья
n = JVB.n/JVc.
Секундный объем паров при температуре реакции;
Вс = (Лгс + ЛГВ. п) 22,47'Р0/(273Р • 3600) = (Вп. с + Вв. п) 7Р0/(273Р • 3600) =
= Ви. с (1 + «) ТР0/(273Р • 3600) мэ/с.
Выразим объем сырья при нормальных условиях через объемную скорость:
Вя. с = ^Вр нмэ/ч,
тогда
Вс =	(1 + п) 7’Р0/(273Р • 3600) м3/с.
Отсюда находим время контакта:
Вр Вр  273Р • 3600	1 9,828  105Р
т =	»ВР(1 +п) ТРй =7 (1 + п) ТРа С<
Задача 3.11. Находим объем паров сырьевой смеси на входе в реактор
при нормальных условиях:
v V 99 а / 37 029,5	14 557,5 , 94,5 , 27 734 .
у = Д7р ’	Г-4Г+^Г+1Г + ”1Г +
, 3745,37 ,	914,15	. 341,5	,,
28	+ (30+ 16)2 +	18 ) 22’	54 270,9 м/ч.
Поскольку на установке имеются 2 реактора, делим объем газов на 2:
V' = 54 270,9/2 = 27 135,5 м3/ч.
Объемная скорость подачи сырьевого потока:
у = В7ВР = 27 135,5/10 = 2713,6 ч"1.
Задача 3.12. Объемная скорость:
t>= Вц/Вр 4“'.
Секундный объем паров:
Вс = £ М • 22,4ГР0/(273Р  3600) = Вн7’Р0/(273Р • 3600).
Подставляем значение Вн = vVP-.
Ус = и1/рТР0/(273Р • 3600).
Вр Вр  273Р  3600	9,828  105Р
Т = _ВГ= аВр77>0	С’
Задача 3.13. Для условий задачи 3.11 при давлении в реакторе 1,962 МПа
и температуре 240 °C находим
_	1	9,828- 105 - 1,962 _
2713,6	513  1,01	~ 1,4 С‘
173
Рис, 3.4, Схема работы реактора де-
гидрирования «-бутана
Задача 3.14, Для определения
кратности циркуляции катализатора
составляем тепловой баланс реакто-
ра (рис. 3.4).
Поскольку сырье и все продукты
реакции (за исключением кокса) на-
ходятся в газовой фазе как на вы-
ходе, так и па входе в реактор, в
тепловых расчетах можно использо-
вать либо энтальпии паров, учитыва-
ющие скрытую теплоту испарения,
либо их теплоемкости.
В данной задаче пользуемся эн-
тальпией без учета скрытой теплоты
Катализатор
испарения.
Поскольку загрузка содержит 95 % н-бутана и только 4,5 % других угле-
водородов С4, мало отличающихся своей теплоемкостью, энтальпию загрузки
условно считаем по чистому н-бутану.
Тепловой баланс реактора
Входит:
1.	С загрузкой:
Q= G7 = 45 441-1467,9 = 66 702 571 кДж/ч = 18 528 491 Вт.
w	J
2.	С регенерированным катализатором:
Qp.K == Скат^каДкат = ^кат ' 0,921 • 650 = 598,70кат кДж/ч = 166,3GpraT Вт.
3.	С азотом, подаваемым на отпарку катализатора:
QN2 = GN/Ns= 1087,6-4,97 = 5405,4 кДж/ч =1501 Вт.
Всего входит тепла:
Q = Qa+Qn + QN = 18 528 491 + 166,3G + 1501 =
^ВХ х3 р. К	1	кат 1
= 18 529 992 + 166,3GKaT Вт.
Для определения расхода тепла рассчитываем энтальпию контактного газа
на выходе из реактора (табл. 3.5).
Энтальпия в расчете на 1 кг контактного газа:
/к. г = 21 754 670 • 3,6/46702,7 = 1676,9 кДж/кг.
Выходит:
1.	С контактным газом;
QK. г = GK' 7К. г = 46 702,7 - 1676,9/3,6 = 21 754 670 Вт.
2.	С закоксованным катализатором;
Ga. к = (^?кат + trKOKCa) Ска+кат
(Скат + 980) 0,221- 570 =
= 525GKaT + 514 470 кДж/ч = 145,8GKaT + 142 909 Вт.
3.	Тепловой эффект реакции:
Qp = 22 030,2-2120 = 46 704 020 кДж/ч = 12 973 340 Вт.
4.	Потери тепла в окружающую среду;
Qn0T = 174 450 Вт.
177
Таблица 3.5. Расчет количества тепла, уходящего
с контактным газом при 600 °C
Компонент	Количество, кг/ч	Энтальпия, кДж/моль	Количество тепла, Вт
н2	887,4	8725,3	2 150 786
сн4	1261,0	1895,4	663 917
С2Н4	747,2	1450,7	301 101
ад	513,7	1689,8	241 125
ад	1120,9	1450,7	451 692
ад	653,8	1656,7	300 875
ад	934,1	1393,8	361 652
«зо-СдНз	186,8	1495,5	77 600
я-с4н8	13730,6	1515,2	5 779 057
	326,9	1646,2	149 484
н-ад0	23071,1	1646,2	10 549 900
С5 и выше	607,1	1536,6	259 131
СО2	1494,5	623,8	258 964
n2	1167,6	645,6	209 389
Всего		46 702,7		21 754 670
Всего выходит тепла;
Рвых == Рк. г + Q3. к + QP + QnoT = 21 754 670 + 145,8GKaT + 142 909 +
+ 12 973 340 + 174 450 = 35 045 369 + 145,8GKaT Вт.
Из равенства прихода и расхода тепла находим количество циркулирую-
щего катализатора:
Qbx = QebiX’
18 529 992 + 166,3GKaT «= 35 045 369 + 145,8(?кат,
GKaT = (35 045 369 — 18 529 992)/( 166,3 — 145,8) = 805 628 кг/ч.
Кратность циркуляции катализатора равна отношению массы циркули-
рующего катализатора к массе сырья (загрузки);
« GKaT/G3 *= 805 628/45 441 = 17,7.
Задача 3.15. Определяем количество регенерированного катализатора:
1 + Гр	1 + 0,00005
°Р.« -	« Т + ТГ “ 823 763 1 + 0,00124- “ 822 773 КГ/Ч-
Количество кокса, подлежащего выжигу:
GK0Kca == G3. к - Gp. к = 823 753 — 822 773 = 980 кг/ч.
Низшая теплотворная способность топливного газа:
(Qp)o6 = 1о8н2 + 358,2СН4 + 590,6С2Нч 4- 637,5СД +
+ 860С3Нв + 912,5С3Н8 + 1186,5С4Н10 = 108 • 59,1 + 358,2 • 13 +
+ 590,6 • 4 + 637,5 - 3 + 860 • 5 + 912,5 • 2,5 + И 86,5 • 2,5 = 24 861,8 кДж/м3.
Плотность топливного газа при нормальных условиях (с учетом СО2 и
N2);
р= = 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.
178
Теплотворная способность топливного газа:
Q” = (Qp)o6/P = 24 862,1/0,614 = 40 492 кДж/кг.
Теоретически необходимый расход воздуха для сжигания 1 кг кокса:
2,67С + 8Н + S - О 2,67 • 97,5 + 8-2,5
23,2	23,2
кг/кг.
Для расчета теоретически необходимого расхода воздуха для сжигания
1 кг топлива рассчитываем элементный состав топлива в % (масс.):
х.п.• 12
С ==	----100
х.т
100
xCCin ’16*2
О = -^---------- 100
xN 14-2
N2 =	------- ЮО
где xi — объемная концентрация г-го компонента; т, mi — число атомов уг-
лерода и водорода в i-м компоненте; Mi — молекулярная масса Лго компо-
нента.
Элементный состав топлива, % (масс.):
(13 - 1 + 4-2 + 3-2 + 5-3 + 2,5-3 + 2,5 - 4 + 4,9 - 1) 100
59,1-2+ 13-16 + 4-28 + 3-30 + 5-42 + 2,5-44 + 2,5-58+
+ 6-28 + 4,9-44
279,2- 100
1376
56,1;
(59,1 - 2 + 13 - 4 + 4 • 4 + 3 - 6 + 5 - 6 + 2,5 • 8 + 2,5 -10) 100
~ 59,1  2 + 13 • 16 + 4 • 28 + 3 • 30 + 5 • 42 + 2,5 • 44 + 2,5 • 58 +
+ 6-28 + 4,9-44
О
4,9 -16-2
1376
ЮО 11,4;
N=-'^~ 100=12,2.
1376
Теоретически необходимый расход воздуха на сжигание 1 кг топливного
газа:
г 2,67-56,1 + 8-20,3—11,4
Л°т “	23,2
= 12,96 кг/кг.
Фактический расход воздуха:
£Ок= 12,1 • 1,3= 15,73 кг/кг,
Дот г — 12,96 • 1,3 = 16,85 кг/кг.
Состав продуктов горения кокса (кг/кг):
g£O2 = 3,67С/100 = 3,67 • 97,5/100 = 3,58,
g«2O = 9Н/100 = 9 • 2,5/100 = 0,23,
^2+02 & М« ” 0,232) = 12,1 (1,3 - 0,232) = 12,93.
179
Общее количество продуктов горения кокса:
g* = 3,58 + 0,23 + 12,93 = 16,74 кг/кг.
Состав продуктов горения 1 кг топливного газа (кг/кг):
g^2 = 3,67-56,1/100 = 2,05,
£н2о = 9‘20,3/ЮО = 1,83,
<+о3 = \ О’3 ~ °-232) + £n2 = 12’96 (ЬЗ - 0,232) + 0,122 = 13,962.
Общее количество продуктов горения 1 кг топливного газа:
g^ г = 2,05 + 1,83 + 13,962 = 17,84 кг/кг.
Теплоемкость продуктов горения 1 кг топлива при температуре 650 °C;
от сгорания кокса
8 сРт = 3>58cpmCO2 + °’23cpmHiO + 12,93%n2+o2 =
= 3,58  1,05 + 0,23 • 2,03 + 12,1 • 0,78 = 14,33 кДж/(кг • °C);
от сгорания топливного газа
gT‘ гс^ = 2,05 - 1,05 + 1,83 • 2,03 + 17,84 - 0,78 = 19,78 кДж/(кг • °C).
Тепловой баланс регенератора
Входит:
1.	С закоксованным катализатором:
Q3. к G3. KcKt3' к = 823 753 • 0,921 • 570 = 432 445 610 кДж/ч = 120 123 780 Вт.
2.	С воздухом при 200 °C
QB = (Ц{(?коКса + сР^з = (15,73 • 980 4- 16,85В) 1,01 • 200 =
= 798 439 + 3403,7В Вт.
3.	Тепло сгорания кокса и топливного газа:
QpKOKCa = GK0KCaQjK = 980 - 35627,5 = 34914 950 кДж/ч = 9 698 597 Вт,
Q = BQ” =40 492В кДж/ч = 11247,8В Вт.
рт. г ^т, г
Всего входит:
£ QBX = Q3. к + QB + QpK0KCa Д QPt, r 120 123 780 + 798 439 +
+ 3403,7B + 9 698 597 + 11 248,7B = 130 620 816 + 14 652,4B Вт.
Выходит:
1.	С регенерированным катализатором:
Qp. к = 822 773  0,921 • 650 = 492 553 050 кДж/ч = 136 820 290 Вт.
2.	С газами регенерации и сжигания топлива:
Qr = (1ДоксаСртк + г)
Qr = (980 • 14,33 + В • 19,78) 590 = 8 285 606 + 11670,2 В кДж/ч =
= 2 301 492 + 3241,7В Вт.
Всего выходит:
^QBbIX = Qp, к + Qr = 136 820 290 + 2 301 492 + 3241,7В =
= 139 121 782 + 3241,7В Вт.
180
Из равенства прихода и расхода тепла находим расход топливного газа:
130 620 816+ 14652,4В = 139 121 782 + 3241,7В,
В = (139 121 782 - 130 620 816)/( 14652,4 - 3241,7) =745 кг/ч.
Задача 3.16. Определяем объем зоны реакции:
= лО2Я/4 = 3,14 • 62 - 2/4 = 56,52 м3.
Объем паров бутеновой фракции при нормальных условиях:
V = Гро = 56,52 • 150 = 8478 м3/ч.
Поскольку бутеновая фракция содержит 99,2 % углеводородов С4 и со-
стоит преимущественно из бутенов, условно принимаем молекулярную массу
бутеновой фракции М = 56.
Число кмоль паров бутенов (загрузки):
№ = Г/22,4 = 8478/22,4 = 378,2 кмоль/ч.
Количество бутенов (загрузка реактора):
G3 = N3M = 378,2 • 56 = 21 180 кг/ч.
Количество водяного пара:
NB. п = Л/'б ‘ 20 = 378,2  20 = 7564 кмоль/ч,
Св.п = Л+п' 18 = 7564- 18= 136 152 кг/ч.
Согласно условиям задачи 2.15 масса контактного газа больше массы
загрузки на количество кислорода в диоксиде углерода плюс водород, обра-
зующийся при газификации кокса. В сумме это составляет 3,5 % от массы
контактного газа. Тогда количество контактного газа равно:
gk. г = G3/(1 _ 0 035) = 21 180/0,965 = 21 948 кг/ч.
Число кмоль контактного газа:
NK‘ r = GK’ г£ (х5‘ 7Х) = [М/2 + 0,7/16 + 0,7/28 + 0,4/30 +
+ 0,1/42 + 0,3/44 + 24,8/54 + (5,7 + 44,9)/56 + (1,7 + 14,2)/58 +
+ 0,8/72 + 4,3/44] 21 948/100 = 554,7 кмоль/ч.
Общее число кмоль паров на входе и выходе из зоны реакции:
А\ = № + /VB_ п = 378,2 + 7564 = 7942,2 кмоль/ч,
jV2 = Д+ г + Л+ п = 554,7 + 7564 = 8118,7 кмоль/ч.
Объем паров на входе и выходе из зоны реакции, м3/ч:
V, • 22,47 +(,/(273? +
Г2 = N2  22,4Т2Р0/(273Р3).
Для определения потери напора в слое катализатора необходимо рассчи-
тать линейную скорость и плотность паров, затем найти по справочнику их
вязкость [8].
Для нахождения объема паров на входе в зону реакции необходимо за-
даться давлением на входе в слой.
После ряда пересчетов методом последовательного приближения прини-
маем давление паров на входе в зону реакции Р< = 0,175 МПа.
Объем паров на входе и выходе из зоны реакции:
1/|=7942,2 22,4-903 0,101/(273 - 0,175) = 329 872 м3/ч,
V2 = 8118,7  22,4  863  0,101/(273 • 0,128) = 440 597 м3/ч.
181
Плотность паров (кг/мэ):
р, = (G3 + GB.n)/V1 = (21 180 + 136 152)/329 872 = 0,477,
р2 = (GK-г + GB. П)/Уг = (21 948 + 136 152)/440 597 = 0,359,
Pep = (Pi + р2>/2 = (0,477 + 0,359)/2 = 0,418.
Средний секундный объем паров:
У = (У, + Уг)/(2 • 3600) = (329 872 + 440 597)/(2 • 3600) = 107 м3/с.
Скорость фильтрации:
W = VcPc/5 = 107/28,26 = 3,79 м/с.
Для определения вязкости паров необходимо рассчитать объемные кон-
центрации каждого компонента в сырье и контактном газе.
Сырьевая смесь содержит на 1 кмоль бутенов 20 кмоль водяного пара.
Следовательно, мольная концентрация бутеновой фракции и водяного пара
составит;
х' = 1/(1+ 20) = 0,0476,
х = 1 — 0,0476 = 0,9524.
о» И
В контактном газе съодержание углеводородных паров и водяного пара
составит:
г = 554,7/8118,7 = 0,0683,
*'.„== I -0,0683 = 0,9317.
Мольные доли отдельных компонентов в продуктах реакции определяем
по уравнению
, _ 4 Чм,
Xi Z(47O'
где xi, Mt — массовая доля компонента в контактном газе и его молекуляр-
ная масса.
Значения xz: Нг — 0,0189; СН4 — 0,0012; С2 — С3 — 0,0012; С4 — 0,0442;
СОа - 0,0027; Н2О - 0,9317.
Вязкость газов и паров повышается с повышением температуры. Вязкость
при температуре на входе и выходе из реактора может быть вычислена по
формуле Сатерленда:
__	273 +С / Т
““ Т + С \ 273 J •
Значения ц0 и С имеются в соответствующих справочниках
Для компонентов контактного газа они составляют [8]:
	|Л0 • Ю3, Па . с	С	иэоо • 10е, Па * с
На	14,024	254,0	23,15
СН4	10,395	164,0	26,4
С4	6,835	377,4	21,67
со2	14,024	254,0	39,72
н2о	8,238	673,0	31,05
По этим данным находим вязкость смеси по формуле
Нем
Е(4/н)
= 30,7 - 1О-0
Па • с.
Полученное значение соизмеримо со значением вязкости чистого водя-
ного пара, Поэтому вполне допустимо пренебречь остальными компонентами и
182
вести расчет потери напора, пользуясь динамической вязкостью водяного пара
при средней температуре в слое катализатора, взятой из справочных данных:
ц = 3,38 • IO"9 кг/(м2 • с) = 3,38.10~® . 9,81 = 33,2 • 10“е Па • с.
Найдем эквивалентный диаметр частиц катализатора, как диаметр шара
равного объема:
% = VU; Иш=л4/б; Ец = л^/4;
л^/б = лЛ4; d3 =	= д/з-52-8/2 = 6,7 мм.
Рассчитаем потерю напора (в Па/м) по формуле Эргуна:
ДР _ |50 (1 — т)2 дар- 1 75 О — ш) рда2
Н	т3 d2
где т — пористость слоя; па—скорость фильтрации, м/с; ц— динамическая
вязкость, Па-с; ds — эквивалентный диаметр частиц, м; р —плотность, кг/м3.
Потеря напора на 1 м слоя:
ДР	(1—0,38)2 3,79 • 33,2  10 "8
И 50	0,383	0,00672	+
+ 1 ’7В	~S)OO4OO673’-~ = 2945,5 + 17 719-8 = 20 в®5-3 Па/м.
UjOO ’ U,vvD/
Потеря напора в слое:
ДР = (ДР//7) 7 = 20 665,3 • 2 = 41 331 Па = 0,041331 МПа.
Давление на входе в слой:
Р{ = р2 4- ДР = 0,128 + 0,041331 = 0,17 МПа,
Полученное значение отличается от принятого на 3 %, что не выходит за
пределы точности метода.
Парциальное давление паров бутеновой фракции на входе в слой:
pg = Ar' = 0,17-0,0476 = 0,0081 МПа.
Полученное значение допустимо.
Задача 3 17. Находим высоту слоя катализатора для заданных размеров
реактора, для чего рассчитываем сечение реакторов:
Sj = 3,14-5,5г/4 = 23,7 м’,
S2 = 3,14 • 52/4 = 19,6 м2,
S3 = 3,14-4,5г/4= 15,9 и2.
Высота слоя катализатора:
Я1 = Гр/Si = 56,52/23,7 = 2,38 м,
Н2 = 56,52/19,6 = 2,88 м,
Я3 = 56,52/15,9 = 3,55 м.
Учитывая, что потеря напора примерно пропорциональна квадрату скоро-
сти, принимаем давление на входе в слой 0,20, 0,28 и 0,42 соответственно.
Рассчитываем новые значения Vt, Рср, р, да и потерю напора по методике, из-
ложенной в методических указаниях к задаче 3.16.
Получаем следующие значения Р и Р(:
ДР, МПа
Р>, МПа
Вариант 1	Вариант 2	Вариант 5
0,069	0,146	0,307
0,197	0,274	0,435
183
объеме (рис. 3.5). Полученная кривая
Рис. 3.5. Зависимость потери напора
и парциального давления паров от
высоты слоя катализатора
Полученные значения мало отли-
чаются от принятых.
Парциальные давления, МПа:
Рб1 = 0,0094;
рб2 = 0,0134;
рбз = 0,0207.
По полученным данным и резуль-
татам задачи 3.16 строим график за-
висимости давления на входе в слой
от высоты слоя при заданном его
показывает, что скорость увеличения
потери напора возрастает по мере увеличения высоты слоя катализатора, а
полученные значения парциальных давлений указывают на то, что высота слоя
не должна превышать 2—2,2 м.
Задача 3.18. Находим энтальпию перегретого водяного пара на входе в
узел смешения:
Д. и (G /Св. п) (^Д 1 ~~ ДД) ^в.П[Л,
7В,П = (21 180/136 162) (1616,9- 1045,9) + 1392= 1481,9 кДж/кг.
Полученной энтальпии отвечает температура перегрева водяного пара
644 °C-
Для определения температуры контактного газа на выходе из реактора
определяем количество тепла, уносимого из реактора продуктами реакции и
водяным паром. Оно равно количеству тепла, внесенного в реактор загруз-
кой и водяным паром, за вычетом тепла, поглощенного на реакцию, и тепло-
вых потерь в окружающую среду.
Тепло, поглощаемое на реакцию, равно количеству бутенов в загрузке,
умноженному па конверсию и на тепловой эффект реакции, отнесенный к 1 кг
превращенных бутенов:
Qbwx = G% + GB. гЛ. П1 “ G3xC4H8K<7p — QnoT.
Qbhx = 21 180 • 1616,9 + 136 162 • 1392,7 - 21 180 • 0,828 • 0,388 • 2193,8 —
— 150 000 = 208 951 322 кДж/ч = 58,04 МВт.
Для построения вспомогательной кривой задаемся тремя значениями тем-
ператур 620, 600 и 580 °C и рассчитываем значение QHtJX:
Qbwx — GK' r -ф GB, n/B, n .
Для этого необходимо рассчитать энтальпию контактного газа при трех
температурах (табл. 3.6).
Энтальпия водяного пара:
t, °C	580	600	620
/, кДж/кг	1279,7	1318,8	1370,6
Энтальпия парогазовой смеси:
t, °C	580	600	620
GK-7K.r + GB.n/e.n^MBT 57,25	59,12	61,4
Строим график зависимости Q от i (рис, 3.6) и находим температуру на
выходе из реактора tBW ~ 585 СС.
184
Рис. 3.6. Зависимость Qbmx от темпера-
туры
Задача 3.19. Находим число кмоль
реагентов:
^Л-£(О(Я.^25,7/30-к
+ 6300/42 -Ь 75/44 + 2982/17 +
+ 13 632 • 0,232/32 + 13 632 • 0,768/28 Д
+ 13 532/18= 1552,5 кмоль/ч.
TcNinppajyp3r °C
Объем реакционной смеси при нормальных условиях:
VCM = . 22,4 = 1552,5 • 22,4 = 34 776 м3/ч.
Объем зоны реакции:
Ур = рсм/0 = 34 776/500 = 69,6 м3.
Задача 3.20. Находим давление паров бензина при температуре tP 75 и
40 °C, зная среднюю температуру кипения бензина
/ср = (85 + 95)/2 = 90 °C,
пользуясь справочными данными находим;
Рбр = 0,069 МПа; P6q = 0,022 МПа.
Для определения молекулярной массы бензина рассчитываем характеризую-
щий фактор:	_______
К =1,216 4^7 п м/ 1,216^90 + 273/0,700= 12,4.
Ij •	{ X V
Молекулярная масса бензина:
Мб = (7К - 21,5) + (0,76 - 0,04К) /ср + (О.ОООЗК - 0,00245) i2^ =
= (7 • 12,4 ~ 21,5) Д (0,76 - 0,04 • 12,4) 90 + (0,0003 • 12,4 - 0,00245) 902 = 99,3.
Таблица 3.6. Энтальпия контактного газа
Компонент	X	Энтальпия, кДж/кг					
		580 °C		600 ас		620 °C	
		1	/х	I	1х	I	/Х
н2	0,014	8431,4	118,0	8725,3	122,2	9021,4	126,3
сн4	0,007	1815,3	12,7	1895,4	13,3	1981,2	13,9
с2н4	0,007	1389,3	9,7	1450,7	10,2	1515,1	10,6
с2н5	0,004	1616,6	6 5	1689,8	6,8	1767,9	7 Л
с3пй + С3Нв	0,004	1584,3	5’3	1656,7	6,6	1732,7	6,9
С4Н0	0,248	1336,0	331’3	1393,8	345,7	1454,5	360,7
мзо-С4Н8	0,057	1432,3	81’6	1495,5	85,2	1562,7	89,1
М'СзНд	0,449	1451,1	651,5	1515,2	680,3	1583,0	710,8
У с4н10	0,159	1574,0	250,4	1646,2	261,8	1721,1	273,7
С5 и выше	0,008	1457,0	11,7	1521,5	12,2	1589,6	12,7
со2	0,043	600,4	25,8	623,8	26,8	648,0	27,9
Суммарная		—	1504,5				1571,1	—	1639,7
185
Содержание паров бензина в циркулирующем этилене на выходе из реак-
тора:
РбрМб	0.069 • 99,3
^бР = (Рр-Рбр)М* = (0,35 - 0,069) 28 = °’87 КГ/КГ<
Содержание паров бензина в циркулирующем этилене после охлаждения:
Рб0Мб	0,022 - 99,3
^б° = (Др — Рб0) “ (0,35 — 0,022) 28 ” °’24 КГ/КГ'
Поскольку концентрация катализаторного комплекса в растворе бензина
составляет всего 1 %, в последующих расчетах рассматриваем катализатор-
ный раствор как чистый бензин.
Тепловой баланс реактора
Приход тепла, Вт;
1.	Со свежим этиленом:
Оэсэ/э ~ 5350 • 1,53 • 40 = 327 031 кДж/ч = 90 842 Вт.
2.	С раствором катализатора:
GK/K == 3960 • 62,4 = 247 038 кДж/ч = 68 621,7 Вт.
3.	С бензином (растворителем);
QqIq = 20 740 • 83,7 =. 1 736 684 кДж/ч = 482 412 Вт
4.	С охлажденным циркулирующим этиленом и парами бензина, содержа-
щимися в этом этилене:
Rc3t0 + g6oR!eo = Я • 1,53 • 40 + 0,24/? • 83,7 « 81,2/? кДж/ч = 22,6/? Вт.
5,	С бензиновым конденсатом после охлаждения (циркулирующий бен-
зин) :
(£бр - £б0) Шб0 == (0,87 - 0,24)/? • 83,7 = 52,8/? кДж/ч 14,6/? Вт.
6.	С бензином, сконденсировавшимся после охлаждения отдуваемого эти-
лена:
(£бр ~ £б0) СОтДбо « (0,87 - 0,24) 1335.83,7 = 70 426 кДж/ч « 19 562,8 Вт.
7.	Тепловой эффект реакции;
Qn7p == 4000.4 187 « 16 747 200 кДж/ч = 4 652 000 Вт.
Всего входит: 5 313 439 + 37,27? Вт.
Расход тепла, Вт;
!. С бензином;
(GK+ 6б)/б[)«я (3960+ 20 740) 162,4 = 4 012462 кДж/ч = 1 114 573 Вт.
2.	С полиэтиленом:
Gncnfp = 4000 • 2,7 < 75 = 816 426 кДж/ч = 226 785 Вт.
186
3.	С циркулирующим этиленом и содержащимися в нем парами бензина:
Хсэ*р + гврЯ'бр « 7? • 1,59 • 75 + 7? • 0,87  507,9 =
= 561/? кДж/ч = 155,97? Вт.
4.	С отдуваемым этиленом и содержащимися в нем парами бензина;
СотдСэ*р + 2брСотд/бр = 1350 (1,59.75 + 0,87.507,9) =
— 757 568 кДж/ч = 210 435 Вт.
Всего выходит: 1 551 793 -ф 155,97? Вт.
Количество циркулирующего этилена:
7? = (5 313 439 - 1 551 793)/( 155,9 - 37,2) = 31 690 кг/ч.
Задача 3.21. Для определения размеров реакционной зоны необходимо
рассчитать объем реакционной массы. Для этого находим плотность бензина
при температуре 75 °C, пользуясь соответствующей номограммой, в которой
учитывается и характеризующий фактор [8, с. 533]:
р75 = 643 кг/м3.
Объем реакционной массы (мэ/ч):
7б = G6/P6 = 20 740/643 + 32,3,
7К = 6к/рб = 3960/643 = 6,2,
7П = Gn/pn = 4000/960 = 4,2,
Vp. м = Уб + Vk + Vn = 32,3 + 6,2 + 4,2 = 42,7.
Объем зоны реакции:
V = 7Р. мт = 42,7 • 3,6 = 153,7 м3.
Принимаем коэффициент заполнения реактора 0,8.
Общий объем реакторов:
7общ = 153,7/0,8 = 192,2 м'
Число реакторов;
п' = 192,2/20 = 9,6.
Принимаем число реакторов п = 10.
Задача 3.22. Определяем расход этилена на 1 мэ реакционного объема:
Ун = Vptf = I . 2000 = 2000 мэ/ч.
Число кмоль:
этиленовой фракции
/Уэ = 2000/22,4 «= 89,3 кмоль/ч;
водяного пара
п = 89,3 • 0,7 = 62,51 кмоль/ч.
Учитывая, что этиленовая фракция состоит преимущественно из этилена и
этана, принимаем ее за чистый этилен.
Для определения объема парогазовой смеси необходимо определить коэф-
фициенты сжимаемости этилена и водяного пара.
187
Критические параметры
Этилена
Водяного пара
Гкр- %
282,7
647
Ркр, МПа
5,14
22
Приведенные температуры и давления:
T’np,, = Гп/ГкР = 563/282,7	1,99;
Рпрэ = Рп/^кр ^/5,14 = 1,36;
ГпРв.п = 5б3/647 = °’87; рпрв, п « 7/22 = 0,318
По графику [8] находим коэффициенты сжимаемости;
гэ = 0,98;	2В. п = 0,85.
Объем паров в условиях реакции:
V = (89,3 • 0,98 + 62,51 • 0,85) -2Д ^3'	= 94
л/о • /
Секундный объем паров:
Время контакта;
Vc = 94/3600 = 0,026 м3/с.
т == Vpm/Vc = 1 • 0,38/0,026 = 14,6 с.
СПРАВОЧНЫЕ ТАБЛИЦЫ
Таблица 1. Теплоты образования некоторых веществ в состоянии
идеального газа при различных температурах (кДж/моль)
Вещество	Температура. К					
	298	600	700	800	900	1000
н2о	—241,9	-244,9	-245,8	—246,6	-247,3	-248,0
со	-110,6	— 110,2	-110,6	-111,0	-111,5	-112,1
со2	—393,8	-394,1	—394,3	-394,5	—394,7	-394,9
НС!	-92,4	—93,3	-93,6	—93,9	-94,2	-94,4
НВг	—36,2	—52,8	-53,2	-53,5	-53,7	—53,9
HJ	—26,4	-6,0	-6,2	—6,5	—6,6	-6,7
Н2О2	-136,2	-139,1	-139,6	— 140,0	-140,3	-140,6
сн4	-74,9	-83,3	-85,4	-87,2	-88,5	-89,6
с2нв	-84,7	-97,5	— 100,4	-102,7	-104,5	-105,8
с3н3	-103,9	— 119,9	— 123,4	-126,1	— 128,0	-129,3
Н-С4Н10	-126,2	-145,4	-149,4	-152,4	-154,6	-156,0
	— 134,6	-153,5	-157,4	-160,3	— 162,4	-163,7
H-CgHia	-146,5	-168,9	-173,5	— 177,0	-179,4	-180,9
адо-С5Н12	-154,6	-176,9	-181,4	-184,8	-186,9	-188,7
К-СбН14	-167,3	-193,0	-198,2	-202,0	—204,6	-206,2
с2н4	52,3	44,4	42,5	40,9	39,6	38,6
с3нв	20,4	8,3	5,5	3,2	1,5	0,2
м-С4Н3-1	-0,1	-15,5	— 18,9	-21,5	-23,5	-24,9
н-С4Н8-2	-7,0	—24,4	—28,3	-31,3	-33,7	-35,3
изо-С4Н3	— 1639	-31,7	-35,0	—37,7	-39,6	-41,0
W-C&H10	—28,1	-48,3	—52,6	-55,9	-58,4	-60,0
ОЗО - С5Н10	-42,6	-62,5	-66,9	—70,4	—72,9	—74,6
СН2(СН2)4СН2 1	1	— 123,2	-148,9	— 153,2	-155,7	-157,0	-156,9
с6не	83,0	69,9	67,1	64,9	63,2	62,0
с6н5сн3	50,0	33,6	30,3	27,8	26,1	25,2
CflHgCaHs	29,8	10,4	6,4	3,3	М	—0,2
CeH5CH(CH3)a	3,9	— 18,4	-22,8	-26,1	-28,4	-29,7
СНзОН	-201,3	-210,8	—213,0	-214,0	-216,3	-217,4
С2Н5ОН	-235,0	-247,5	-250,2	—252,3	—253,9	-255,Г
СН3СНО	— 166,5	-175,2	-177,3	-178,9	-180,2	-181,2
(СН3)2О	-184,1	-197,2	-200,0	-202,4	—204,1	—205,3
СНзСОСНз	-217,7	—230,6	-233,4	—235,6	—237,3	—238,3
189
Таблица 2. Энергии Гиббса некоторых веществ в состоянии
идеального газа при различных температурах (кДж/моль)
Вещество	Температура, К					
	298	600	700	800	900	1000
Н2О	—228,8	-214,2	—209,0	—203,7	-198,3	-192,8
со	-137,4	-164,8	-173,9	-182,9	-191,9	-200,6	j
со3	—394,6	-395,4	—395,6	—395,8	-395,9	-396,1
НС1	-95,3	—98,0	—98,8	-99,5	-100,2	— 100,8
НВг	—53,3	—57,6	-58,4	-59,1	-59,8	-60,4
HJ	1.6	—10,9	-11,8	-12,6	— 13,3	-14,0
н2о2	-105,5	-73,1	—62,1	-50,9	-39,8	-28,7
сн4	-50,9	-23,1	-12,8	—2,3	8,3	19,2
с2н8	—32,9	24,9	45,6	66,6	87,9	109,4	}
с3н8	-23,5	64,9	96,0	127,5	159,3	191,4	j
Н-С4Н10	-17,2	101,6	143,1	185,1	227,5	270,0	j
цзо-С4Н10	-20,9	102,5	145,5	188,9	232,8	276,8	j
H-C5H12	-8,4	141,3	193,4	246,0	299,1	352,4	j
	— 14,8	136,5	189,1	242,3	295,8	349,6
н-С6Нн	-0,3	180,1	242,7	305,9	369,7	433,6
с2н4	68,2	87,6	94,9	102,5	110,3	118,3
с3нв	62,8	110,8	128,1	145,8	163,7	181,8
н-С4Н8-1	71,3	150,3	178,3	206,6	235,2	264,1
н-С4Нв-2	65,9	147,1	176,0	205,4	235,2	265,2
(гзо-СдНв	58,1	140,5	169,4	198,8	228,5	258,5
н-С6Н10	71,9	181,9	220,7	259,9	299,6	339,5
iiso-CgHjQ	59,7	171,9	211,3	251,2	291,6	332,3
СН2(СН2)4СНа f	1	31,8	200,3	258,9	317,9	377,3	436,6
с6не	129,7	182,8	201,8	221,2	240,9	260,7
свн5сн3	122,1	202,3	230,7	259,5	288,6	317,7
сен6с2н6	130,7	241,3	280,1	319,4	359,1	399,0
С6Н5СН(СНЭ)2	137,1	281,7	332,1	383,0	434,3	485,9
сн3он	-162,6	-119,4	“ 104j0	-88,3	-72,4	-56,4	;
С2Н6ОН	—168,4	-95,6	—70,0	-44,2	-18,0	8,3
СН3СНО	— 133,4	-96,2	—82,6	—69,2	—55,4	-41,5
(СН3)2О	-113,0	-35,3	-8,1	19,4	47,3	75,3
СНЭСОСН3	-153,1	—82,3	—57,3	—31,9	-6,4	19,3
190
РЕКОМЕНДАТЕЛЬНЫЙ СПИСОК ЛИТЕРАТУРЫ
1.	Адельсон С. В., Вишнякова Т. П., Паушкин Я- М. Технология нефтехими-
ческого синтеза. М.: Химия, 1985. 607 с.
2.	Лебедев Н. Н. Химия и технология основного органического и нефтехи-
мического синтеза. М.; Химия, 1981. 608 с.
3.	Белов П. С. Основы технологии нефтехимического синтеза. М.: Химия,
1982. 280 с.
4	Мухленов И, П. Расчеты химико-технологических процессов. Л,- Химия,
1976. 300 с.
5.	Карапетьянц X. Химическая термодинамика. М.; Химия, 1975. 583 с.
6.	Карапетьянц М. X. Примеры и задачи по химической термодинамике. М.:
Химия, 1974. 301 с.
7.	Казанская А. С., Скобло В. А. Расчеты химических равновесий. М.: Выс-
шая школа, 1974. 288 с.
8.	Расчеты основных процессов и аппаратов нефтепереработки. Справоч-
ник/Под ред. Е. Н. Судакова. М.: Химия, 1979. 566 с.
9.	Вукалович М. Н. Термодинамические свойства газов. М : Государственное
научно-техническое издательство машиностроительной и судостроительной
литературы, 1953. 375 с.
10.	Татевский В. Л1. Физико-химические свойства индивидуальных углеводо-
родов. М.: Химия, i960. 412 с.
11.	Варгафтик М. Б. Справочник по теплофизическим свойствам газов и жид-
костей. М.: Наука, 1972. 720 с.
12.	Краткий справочник физико-химических величин/Под ред. А. А. Равделя и
А. М. Пономаревой. Л: Химия, 1983. 232 с.
13.	Справочник химика. 3-е изд В 6 г. Л.; Химия, 1971. Т. I. 1071 с.; т, 2.
1168 с.; т. 3. 1004 с.
14.	Сталл Д., Вестрам Э., Зинке Т. Химическая термодинамика органических
соединений. М.: Мир, 1971. 943 с.
15.	Паушкин Я. М., Адельсон С. В., Вишнякова Т. П. Технология нефтехи-
мического синтеза. Ч. 1. М.: Химия, 1973 445 с.
16.	Вукалович М П Термодинамические свойства воды и водяного пара. М.;
МАШГИЗ, 1958. 245 с.