для техникумов
Москва Химия»1984
Допущено Министерством химической промышленности. в качестве учебного пособия по технологии органического синтеза для средних специальных учебных1' заведений	. h /
ап ГУТНИКГ ДКАДОРКИНА, ВЕСОСОНКО
V-
Примеры и задачи по/технологии органического синтеза
г. Cctcpoaf’sipaf
547
Г 972
УДК 665.652.8(076.1)
Гутник С. П., Кадоркина Г. Л., Сосонко В. Е.
Примеры и задачи по технологии органического синтеза. — М., Химия, 1984. 192 с., ил.
В книге приведены расчеты объемов сырья, полупродуктов и готовой продукции по важнейшим процессам основного органическо го и нефтехимического синтеза, а также расчеты по выбору аппаратуры. Даны сравнительные расчеты процессов, показывающие их эффективность н экономичность и позволяющие экономить сырье, ка тализаторы, топливно-энергетические н другие виды ресурсов.
Книга является пособием для учащихся техникумов по спецн альности «Технология органического синтеза».
192 с., 5 табл.. 7 рис., 11 литературных ссылок.
Рецензенты — зав. кафедрой Московского химико-технологического института им. Д. И. Менделеева профессор Н. Н. Лебедев и преподаватель Стерлитамакского химико-технологического техникума Г. А. Леонова
2803010000-087
Г ---------------- 87.84
050(01)-84
(С) Издательство «Химия», 1984 г.
СОДЕРЖАНИЕ
Предисловие .................................... 5
Рекомендуемые обозначения и единицы измерения ...	6
Введение. Элементы расчетов химико-технологических
процессов .................................... 7
Массовый, объемный и мольный состав.......................... 7
Характеристики газовых смесей................................ 10
Основные показатели стадии химического превращения . .	14
Элементы расчетов химических реакторов...................... 19
Тепловые расчеты химико-технологических процессов ....	27
Раздел 1. ПРОИЗВОДСТВО ИСХОДНЫХ УГЛЕВОДОРОДОВ ДЛЯ ОСНОВНОГО ОРГАНИЧЕСКОГО И НЕФТЕХИМИЧЕСКОГО СИНТЕЗА 33
Процессы переработки нефти .........	33
Производство ацетилена .................................... 39
Процессы дегидрирования углеводородов....................... 47	/
Производство олефинов.................................... 47	\
Производство бутадиена-1,3 и изопрена ..................  53	\
Производство стирола и его гомологов .................... 59	\
Процессы алкилирования, деалкилирования и изомеризации углеводородов.........................................  69
Алкилирование изопарафинов олефинами............... 69
Алкилирование бензола олефинами ......	70
Деалкилирование алкиларомэтических углеводородов . .	73	I
Изомеризация парафинов ............................. 7Г	|
Изомеризация алкилароматнческих углеводородов ...	7»	I
Раздел 2. ПРОМЫШЛЕННЫЕ СПОСОБЫ ПОЛУЧЕ- I
НИЯ ГАЛОГЕНПРОИЗВОДНЫХ .....	78 ’ \
Хлорирование парафинов . .............................. 78
Хлорирование и гидрохлорирование непредельных углеводородов ................................................  84
Хлорирование и гидрохлорирование	ацетилена ........... -90
Хлорирование ароматических	углеводородов............... 95
Фторирование углеводородов	...................... 98
Раздел 3. ПРОМЫШЛЕННЫЕ СПОСОБЫ ПОЛУЧЕНИЯ КИСЛОРОДСОДЕРЖАЩИХ ОРГАНИЧЕСКИХ	СОЕДИНЕНИЙ ......................100
Получение синтетических спиртов ...................... 101
Метанол........................................... 101
Этанол ...	. ..............................108
Изопропанол	...	 111
3
н-Бутанол................... ................
2-Этнлгексанол	.	. . .
Глицерин ...................... .............
Получение фенолов................................
Фенол........................................
Дифенилолпропан.......................... .	.
Получение эпоксидных соединений .	....
Этиленоксид ...	....................
Пропиленоксид............ ...................
Получение альдегидов и кетонов...................
Формальдегид.................................
Ацетальдегид ................................
Масляные альдегиды...........................
Циклогексанон................................
Получение карбоновых кислот и их производных . .
Уксусная кислота.............................
Терефталевая кислота ........................
Малеиновый ангидрид..........................
Фталевый ангидрид............................
Винилацетат.............................  .	.
11' 11J 1П 121 121! 12.1 12,1 12;> 12« 131 131 135 140 142 145 145 149 15) 154 156
Раздел 4. ПРОМЫШЛЕННЫЕ СПОСОБЫ ПОЛУЧЕНИЯ АЗОТСОДЕРЖАЩИХ ОРГАНИЧЕСКИХ СОЕДИНЕНИЙ.............................160
Получение	нитропроизводных..............................160
Получение	аминопроизводных..............................162
Получение	синильной кислоты	и акрилонитрила ........... 164
Раздел 5. ПРОМЫШЛЕННЫЕ СПОСОБЫ ПОЛУЧЕНИЯ СИНТЕТИЧЕСКИХ ПОЛИМЕРНЫХ
МАТЕРИАЛОВ.................................166
Получение	олигомеров олефинов..........................166
Получение	полиэтилена..................................168
Получение	полипропилена и полиизобутена .............. 170
Получение	полистирола..................................172
Получение бутадиеновых каучуков ................. ....	173
Получение	поливинилхлорида.............................175
Получение	поливинилацетата .........................   176
Рекомендуемая литература................................177
Приложения..............................................178
Ответы на задачи......................................  187
HO20.
ПРЕДИСЛОВИЙ
Настоящее учебное пособие предназначено для закрепления знании учащихся техникумов по курсу основных процессов органического и нефтехимического синтеза, для приобретения навыков технологических расчетов по различным процессам.
Учебными планами техникумов по специальности «Технология органического синтеза» предусмотрено изучение курса процессов и аппаратов химических производств, где подробно рассматриваются расчеты и конструкции оборудования, применяемого на стадиях подготовки сырья и разделения продуктов реакции. Поэтому в на-юящем пособии основное внимание уделено технологическим узлам стадии химического превращения сырья. Это позволяет учащимся оценить роль технологических узлов в технологической схеме и их значение для улучшения технико-экономических показателей производства.
Пособие составлено в соответствии с задачами курса «Техноло-i ин органического синтеза» для техникумов. В этом курсе рассматриваются теоретические основы органического и нефтехимического пнптеза, его промышленная технология, устройство основного оборудования. Для более глубокого усвоения материала и подготовки к курсовому и дипломному проектированию в пособие включены примеры расчетов и задачи по основным характеристикам технологических процессов, даны методы расчетов параметров реакционных смесей, геометрических размеров реакционного оборудования, (сплообменных устройств. Уделено внимание расчетам, связанным утилизацией теплового эффекта химических реакций. Расчеты и задачи составлены практически по всем промышленным (причем по наиболее перспективным в технико-экономическом отношении) процессам органического и нефтехимического синтеза, учтена тенденция к использованию аппаратов повышенной единичной мощности. Задачи предназначены для решения на групповых практических шиятиях, а также могут быть использованы в качестве контрольных и домашних заданий. В приложениях приводятся справочные материалы, которые могут быть полезны при выполнении курсовых и дипломных проектов.
С. П. Гутииком выполнен раздел 3, Г. Л. Кадеркиной — раздел 2 и приложения, В. Е. С. -ко — введение, разделы 4 и 5. Раздел 1 подготовлен авторами совместно.
Авторы выражают признательность профессору Н. Н. Лебедеву и преподавателю Г. А. Ягановои рецензирование пособия и заранее благодарят всех, кто возьмет на себя труд сделать критические замечания по этому пособию.
РЕКОМЕНДУЕМЫЕ ОБОЗНАЧЕНИЯ И ЕДИНИЦЫ ИЗМЕРЕНИЯ
Велич ина	Обозначение	Единицы измерения
Произйодитеьность (мэщгэсть)	N	кг/с, кг/ч, м3/ч,
установки, алпарата		т/сут, т/год
Массовый рапход вещества	т	кг/с, кг/ч, т/сут.
с		т/год
Объемный расход вещества	V	м3/с, м3/ч, м3/сут
Время	т	с, ч, сут, год
Масса вещества	т	г, кг, т
Объем вещества	V	л, м3
Давление	Р	Па, кПа, МПа
Температура	t, Т	°C, к
Парциальное давление компо-	Р	Па, кПа, МПа
нента Парциальный объем компонента	V	л, м3
Плотность вещества	Р	кг/м3
Мольная масса вещества	М	кг/моль
Мольный Дбъем вещества	vm	м3/моль
Массовая доля компонента	W	доли ед., %
смеси Мольная доля компонента	X	доли ед., %
смеси Объемная доля компонента	<Р	доли ед., %
смеси Количество вещества	N	моль, кмоль
Концентрация компонента в суспензии, газовой смеси массовая	Сх	кг/м3
мольная	Ра	кмоль/м3
Степень конверсии сырья	а	доли "ед., %
Выход продукта, селективность	₽	доли ед., %
Объемная скорость подачи газ1	Уоб	ч—\ с*1
жидкости Объем катализатора в системе	Ук с	№
Площадь поперечного сечения	О	м2
аппарата Диаметр аппарата	D, d	м
Высота аппарата	Н, h	м
Длина аппарата	L, 1	м
Площадь поверхности тепло-	F	м2
обмена Линейная скорость потока	со	м/с
Тепловой поток (расход теплоты	Q	Вт, кВт
в единицу времени) Количество теплоты	q	Дж, кДж
Коэффициент теплопередачи	К	Вт/(м2-К)
Удельная теплоемкость	с	Дж/(кг-К)
Теплота фазового перехода	г	Дж/кг
Введение
ЭЛЕМЕНТЫ РАСЧЕТОВ
ХИМИКО-ТЕХНОЛОГИЧЕСКИХ ПРОЦЕССОВ
массовый, объемный и мольный состав
Количество вещества — одна из основных величин, характеризуемая численностью содержащихся в системе структурных единиц (атомов, молекул, ионов и др.). Единицей количества вещества является моль.
Мольная масса — масса 1 моль 'вещества:
M = m!N
Мольный объем — объем 1 моль вещества:
Vm = V/m
Массовая доля компонента в смеси — соотношение массы компонента А, содержащегося в смеси, и общей массы смеси:
= mA/m
Мольная доля компонента в смеси — соотношение количества компонента и общего количества смеси:
Объемная доля компонента в смеси — соотношение приведенного (к обычным давлению и температуре смеси) 'объема компонента и Общего объема смеси:
I кжазатель «объемная доля» используется преимущественно для характеристики газовых смесей и совпадает (для газов) с показателем «мольная доля», если не учитывать отклонения реальных газов от идеального состояния.
Массовое соотношение компонента в смеси — отношение массы данного компонента к массе остальной ча-с ги смеси.
Мольное соотношение компонента в смеси — отношение количества данного компонента к количеству остальной смеси.
7
Объемное соотношение компонента в смеси — отношение приведенного объема данного компонента к объему остальной смеси.
Массовая концентрация компонента — отношение массы компонента смеси к объему смеси:
PA = mA/V
При расчетах химико-технологических процессов часто возникает необходимость перевода массового состава смеси в мольный и наоборот. Для перевода массовых долей в мольные находят массу каждого компонента в 1 кг или в 100 кг (если массовые доли выражены в процентах) смеси; делят массу компонента на его относительную -мольную массу, определяя количество компонента (кмоль); деля число моль каждого компонента на сумму общего числа моль, получают мольные доли компонентов. Для пересчета мольных долей в массовые определяют количество каждого компонента в 100 моль смеси; определяют массу каждого компонента, умножая количество компонента на его относительную мольную массу; находят массовые доли, деля массу каждого компонента на общую массу смеси.
Пример 1. Определить массовые доли компонентов в смеси, состоящей из 400 кг бензола и 100 кг толуола.
Решение. Общая масса вещества в смеси:
400+ 100 = 500 кг
Массовые доли компонентов в смеси:
бензол 400 : 500 = 0,8 толуол 100 : 500 = 0,2 Массовую долю второго компонента в данном случае можно- определить также, учитывая, что сум-ма массовых долей компонентов равна единице. Тогда массовая доля толуола равна:
1 —0,8 = 0,2
Задачи
1.	Определить массовые доли компонентов в -смеси, состоящей из 200 кг изооктана и 200 кг н-нонана.
2.	Определить массовые доли компонентов в -смеси, состоящей из 1100 кг хлорбензола и 2200 кг бензола.
3.	Определить массовые доли фракций, если при атмосферной перегонке 1600 кг нефти получены такие дистилляты: 100 кг бензинового, 200 кг лигроинового, 900 кг керосинового, 200 кг солярового (остаток от перегонки — мазут), 8
4.	Массовые доли компонентов в смеси продуктов алкилирования бензола пропиленом равны: изопропилбен-»ол — 25%, диизопропилбензол — 10%, триизопропил-бепзол — 8%, бензол — остальное. Определить массы компонентов, если масса бензола равна 1425 кг.
Пример 2. Определить мольные доли компонентов в смеси, со-i юящей из 100 кг метана, 120 кг этана и 180 иг этилена.
Решение. Мольная масса метана 16 кг/кмоль, этана 30 кг/кмоль, осилена 28 кг/кмоль. Количество каждого компонента:
метан 100 : 16 = 6,25 кмоль этан 120 : 30 = 4,0 кмоль этилен 180 28=6,43 кмоль
Общее количество вещества:
6,25 4-4,0 4- 6,43 = 16,68 кмоль
Мольные доли компонентов:
метан 6,25 : 16,68 =0,37
этан 4,0 : 16,68 = 0,24
этилен 6,43 : 16,68 = 0,39
Для этилена мольная доля может быть определена также исходя из равенства суммы мольных долей компонентов единице. 1огда мюльная доля этилена равна:
1 —0,37 —0,24 = 0,39
Задачи
5.	Определить мольные доли компонентов смеси, если массовые доли в смеси равны: бутан—: 50 %, бутены — 30%, бутадиен — 15%, (водород — 5%, Общая масса смеси равна 15000 кг.
6.	Мольные доли компонентов в акролеине-сырце равны: акролеин — 0,82, ацетальдегид — 0,06, ацетон — 0,04, вода — 0,08. Определить массовые доли компонен-I ов.
7.	Определить массовый и мольный состав смеси, гели масса компонентов равна: метанол — 270 кг, воздух — 360 кг, вода — 200 кг. Молекулярная масса воздуха 29.
8.	Ацетилен с кислородом образует взрывоопасные смеси, если объемная доля ацетилена равна 0,028—0,93. Определить, лежат ли следующие смеси в области взрываемости:
а)	смесь, в которой массовое соотношение С2Н2: О2 равно 1 : 10;
9
б)	смесь, в которой массовое соотношение С2Н2:О2 равно 1:100.
9.	Смесь газов состоит из 1000 м3 водорода, 340 м3 азота и 10 м3 метана. Определить: а) объемные доли компонентов в смеси и б) состав газовой смеси (в массовых долях).
10.	Смесь газов состоит из 1 кмоль метана, 11 кмоль водяного пара, 9 кмоль оксида углерода и 27 кмоль водорода. Определить мольный (объемный) и массовый состав смеси.
11.	Газовая смесь состоит из этилена и воздуха. Объемная доля воздуха в смеси равна 97%. Определить маесу этилена, если общая масса смеси равна 40 т. Молекулярная масса воздуха 29.
ХАРАКТЕРИСТИКИ ГАЗОВЫХ СМЕСЕЙ
Технологические расчеты многих производств органического синтеза требуют применения газовых законов, характеризующих любое состояние газа и устанавливающих взаимосвязь объема, давления и температуры. Приводимые в расчетах и задачах объемы газов отнесены к нормальным условиям (273 К, 0,1013 Ml 1а), если не сообщаются параметры состояния газа. При нормальных условиях мольный объем любого газа равен 22,4 м3/кмоль {закон Авогадро).
Для вычислений, связанных с массой, давлением, температурой и объемом газов, широко применяется уравнение Менделеева — Клапейрона для идеального газа:
для 1 моль	PV = RT
для N моль
PV = NR.T = — RT М
где К. — универсальная газовая постоянная, равная 8,314 кДж/(моль-К).
Для двух разных состояний газа (если его количество остается неизменным) применима пропорция:
ЛИ _
Л Л
Давление газовой смеси равно сумме парциальных давлений компонентов {pi, р%, ..., р«) компонентов — закон Дальтона-.
10
Р — Pi + Ps +  - • + Рп
Объем газовой смеси равен сумме парциальных объемов компонентов (щ, г2, ..., vn):
V =	-j- г2 + ... + vtl
Из закона Дальтона вытекает очень важное следствие, к которому довольно часто прибегают в расчетной практике: если известен объемный (или мольный) состав газовой смеси, то все ее физические константы (мольная масса, плотность, теплоемкость и т. д.) подчиняются правилу аддитивности, т. е. их можно вычислить по правилу смешения. Так, средняя мольная масса газовой смеси равна (в кг/моль)-
Мср = Xj/Vlj -f- х2Л12 Т ... Т х/гЛ4/г
Средняя плотность газовой смеси (аналогично определяют и плотность индивидуальных газов) равна (в кг/м3): Pep = Afcp/22,4
Относительную плотность газа по воздуху определяют, деля его плотность на плотность воздуха (при обычных условиях плотность воздуха равна 1,293 кг/м3):
Д = р/1,293
Законы идеальных газов могут быть использованы в большинстве технических расчетов, однако в ряде случаев следует учитывать отклонения от закона идеального газа, связанные с природой молекул. При этом нужно оценивать значения параметров, выше которых использование газовых законов для идеального состояния приводит к недопустимым ошибкам. В большинстве лучших расчетных методов используются теоретические уравнения с эмпирическими константами, которые не даются теорией.
Модификацией простого выражения PV=NRT является уравнение состояния Ван-дер-Ваальса
(Р^-а/У*) (V — b) = RT
где V — мольный объем, а а и b — эмпирические константы, учитывающие свойства молекул. Следует отметить, что, хотя существуют более точные уравнения состояния, уравнение Ван-дер-Ваальса до сих пор полезно для создания хоть и приближенного, но простого аналитического представления о поведении реального газа.
Более современны уравнение состояния РеДлиха— Квонга
И
be
P_RT
V — b T°'5V(V + b) и ряд других, например уравнение состояния Ли—Эр-бар а—Эдмистер а
г„ __
V — b V(V — b) 1 V (V — b) (Vb)
и уравнение состояния Барнера—Адлера
р RT	а	с
~ V — b ~ V (V—b) + V (V — b)2 + d	е
+ V(V — b)s + V(V —*)4
где а, Ь, с, d, е —• коэффициенты, определяемые расчетным путем и учитывающие ацентричность (несферич-ность) молекул и критические параметры вещества.
Плотность реального газа можно определить с помощью уравнений или по диаграммам. Для высоких давлений (до 10—1'5 МПа) рекомендуется пользоваться уравнением Беатти—Бриджмена:
„ RT / с \Г / b
~~ v> \ ~ vt3 ) |17 ' в° \ ~ V )]~~
— А° (1 — —\ v2 V v }
Значения постоянных а, Ь, с, До и Во для важнейших газов приводятся в справочной литературе, а для смесей их определяют по правилу аддитивности (за исключением постоянной До, которую рассчитывают иначе: Досм=
Плотность газа можно проще (но менее точно) определить с помощью обобщенной диаграммы коэффициента сжимаемости Z—PV/RT, пользуясь приведенными параметрами Tnp—T/TKV и Рпр=Р/Ркр, где Ткр и Ркр — критические параметры (Состояния вещества.
Критическая температура — температура, при которой плотности жидкости и ее насыщенного пара одинаковы; критическое давление —- давление насыщенных паров вещества при критической температуре. При Т>ТКХ> состояние вещества газообразное. Критический объем — объем, занимаемый веществом при критическом состоянии (наибольший объем в жидком состоянии) .
12
Пример 1. Определить плотность пропана и его относительную плотность по воздуху.
Решение. Мольная масса пропана (С3НВ) равна 44 кг/кмоль. Плотность пропана:
рСаНв = 44 : 22,4 = 1,96 кг/м3
Относительная плотность пропана по воздуху: ДСЛ = 1,96 : 1,293 = 1,52
Пример 2. Определить среднюю мольную массу смеси, состоящей из 3 моль водорода и 1 моль /(.-пентана.
Решение. Мольные доли компонентов:
водород хг = 3 : (3 + 1) = 0,75
н-пентан х2 — 1 : (3 + 1) =0,25
< редняя мольная масса смеси газов (мольная масса водорода ’> кг/кмоль, мольная масса н-пентана 72 кг/кмоль):
Мср = 0,75 • 2 + 0,25 • 72 = 19,5 кг/кмоль
Пример 3. Определить плотность синтез-газа при 300 °C и Н) МПа, если объемное соотношение оксида углерода и водорода равно 2:1. Для решения воспользоваться уравнением Беатти — Бриджмена. Постоянные для СО: До= 1,3445, а=0,02617, Во=
0,05046, * = —0,00691, с = 420000; для Н2: Ло = О,1975, а=
-0,00506, Во = 0,02096, *=—0,04359, с=504.
Решение. Мольные доли в смеси: для СО 0,67, для Н2 0,33. 11остоянные для смеси.:
|/лГ~ = 0,67/1,3445 + 0,33-/0/1975 = 0,9236 Ло„ =0,8530 исм	г	г	см
асм=0,67  0,02617 — 0,33 • 0,00506 = 0,01586
В = 0,67 • 0,05046 + 0,33 • 0,02096 = 0,04073 исм
*см = —0,67 • 0,00691 —0,33 • 0,04359 = —0,01901 ссм = 0,67 - 420000 + 0,33  504 = 281566,32
Подставляя значения параметров и постоянных в уравнение, получим:
8314-573 I	281566,32 \ Г
10  10е.:	 1 - V* \	V.5738 )[V +0.04073 X
' , 0,01901 \1 х(‘+	V )	I 0,853 /	0,01586 \ Vs \	V 1
Решение этого уравнения методом подбора дает 1/=0,515 м5/кмоль. < редняя мольная масса смеси:
А4сР = 0,67 • 28 + 0,33 • 2 = 19,42 кг/кмоль
11лотность смеси:
Рем = 19,42 : 0,515 = 37,71 кг/м8
Для сравнения: плотность жидкого водорода при 20 К равна 71 кг/м5, а плотность жидкого оксида углерода при 80 К равна 803 кг/м5.
13
Пример 4. Определить плотность этилена .при 150 МПа и 180 °C, пользуясь диаграммой коэффициента сжимаемости, если критические параметры для этилена равны 282',4 К и 5,03 МПа.
Решение. Приведенные параметры:
453	150
Гпр =-------= 1,604 Рпр = —---------= 29,82
р 282,4	р 5,03
По обобщенной диаграмме коэффициента .сжимаемости (например, Циборовский Я. Основы процессов химической технологии. Л., Химия, 1967, с. 207) находим z=2,5. Тогда
zRT	2,5-8314  453
V =--------=----------------= 0,063 м8/кмоль
Р 150 -10°
и плотность этилена равна:
р = 28 : 0,063 = 444,4 кг/м8
Для сравнения: плотность жидкого этилена при 163 К равна 577 кг/м8.
Задачи
12.	Определить среднюю мольную массу и плотность пропан-пропиленовой фракции газов крекинга (объемная доля пропилена 30%', объемная доля пропана 70%).
13.	Определить плотность этана, этилена, пропилена и относительную плотность каждого газа по воздуху.
14.	Массовые доли компонентов в газе, получаемом при пиролизе бензина: метан — 15%, этилен — 40%', этан — 5%, пропилен — 20%', бутены — 20%. Определить состав (в мольных долях), среднюю мольную массу и плотность газовой смеси.
//15. Определить плотность метана а) при 600 °C и 0,2 МПа, б) при 1500°С и 0,25 МПа.
16.	Объемное соотношение метана и кислорода в смеси равно 100:60. Определить состав смеси (в массовых долях), среднюю мольную массу и плотность смеси.
17.	Определить массу 25 м3 этана при 100°С и 0,2 МПа.
18.	Определить объем ацетилена при нормальных условиях и его массу, если при 1,9 МПа и 20°C объем ацетилена равен 4,5 м3.
19.	Определить массу 1200 м3 синтез-газа при 300°С и 18 МПа, если объемное отношение СО и Н2 равно 2:1. Использовать данные, приведенные в Примере 3.
ОСНОВНЫЕ ПОКАЗАТЕЛИ СТАДИИ
ХИМИЧЕСКОГО ПРЕВРАЩЕНИЯ
Любую технологическую схему можно рассматривать как комплекс последовательных химических пре-14
Вращений, каждое из которых осуществляют в три стадии: подготовительная обработка исходного вещества, химическое превращение исходного вещества, .выделение и очистка целевого продукта. Основой для описания количественной взаимосвязи этих стадий служит материальный поток, величина и состав которого определяются главными показателями стадии химического превращения — степенью конверсии сырья и выходом конечных продуктов.
Степень превращения (конверсии) исходного вещества* — .отношение количества (массы, объема) этого вещества, вступившего в химическое взаимодействие с другим веществом или подвергнутого каким-либо иным химическим превращениям, к количеству (массе, объему) этого же вещества в потоке, поступающем в реакционный аппарат:
^пРевР	тпревр	ИтсиР
I	05 —	~	05 = ------- 05 = ---------
-^исх	^исх	^исх
В том случае, когда в химическом превращении участвуют несколько исходных веществ, процесс может характеризоваться степенью конверсии каждого из них.
Выход конечного продукта (выход от теоретического) — отношение его количества (массы, объема) к количеству (массе, объему) исходного сырья (с учетом стехиометрических соотношений). Справедлива и другая формулировка: выход продукта (выход от теоретического) — отношение его количества (массы, объема) к теоретически возможному количеству (массе, объему) н расчете на поданное сырье.
Для количественной оценки стадии химического превращения используют также показатель селективности (избирательности).
Выход продукта (селективность, избирательность') ** — отношение его количества (массы, объема} к теоретически возможному количеству, (массе, объему) и расчете на превращенное сырье:
р _ ^Факт р_______ ТВфакт р_____ Уфакт
lVTeop	Штеор	V теор
Процесс, как правило, характеризуется выходом основного продукта в расчете на превращенное основное (наиболее дорогое, дефицитное) сырье.
* В данном пособии используют термин «степень конверсии».
** В данном пособии используют термин «селективность».
15
С использованием основных показателей стадии химического превращения рассчитывают материальный баланс производства, расход сырья на единицу продукта и на заданную мощность аппарата, объемы оборудования; составляют тепловой баланс; определяют техникоэкономические показатели производства.
Пример 1. Определить степень конверсии реагентов, если уравнение процесса таково:
25СН2= СН2+16Н2О—С2Н5ОН + 24СНг=СН2+15Н2О
Решение. Количество превращенных реагентов:
этилен 25—24 = 1 моль
вода 16—15=1 моль
Степень конверсии реагентов:
этилен 1 : 25 = 0,04, или 4%
вода 1 : 16 = 0,0625, или 6,25%
Пример 2. Пиролизу подвергли 1500 >м3 метана. Степень конверсии метана равна 60%, масса ацетилена в продуктах пиролиза составляет 400 кг. Определить селективность процесса.
Решение. Уравнение реакции:
2СН4 - С2Н2 + ЗН2 2-22,4 м3 26 кг 3-2 кг
Объем превращенного метана:
1500 • 0,6 = 900 м3
Теоретически возможную массу ацетилена (в расчете на превращенный метан) определяют, исходя из стехиометрических соотношений по пропорции:
2-22,4 м® СН4 —26 кг С2Н2.
900 м® СН4 — т кг С2Н2
Откуда
900 - 26
т = -----т—— = 522 кг С2Н2
2-22,4	2 2
Селективность процесса;	,
400 : 522 = 0,766 или 76,6%
Пример 3. Выход этилхлорида, получаемого гидрохлорированн ем этилена, составляет 90% от теоретического. Определить объем этиленовой фракции, если объемная доля этилена в ней равна 90%, необходимый для получения 810 кг этилхлорида.
Решение. Уравнение реакции:
С2Н4-|-НС1 -►С2Н6С1]
22.4 м3 36,5 кг 64,5 кг
Максимально возможную (теоретическую) массу этилхлорида определяют с учетом выхода продукта:
16
в10]:[0,9 = 900 кг C2H6Ci
Объем этилена исходя из стехиометрических соотношений:
22,4 • 900 : 64,5 = 312,6 ма С2Н4
Объем этиленовой фракции:
312,6 : 0,9 = 347,3 м»
Задачи
20.	Определить массу этилена, образующегося при пиролизе 3400 м3 пропана, если степень конверсии пропана равна 80%, а селективность по этилену 42% •
21.	Определить объем пропилена, образующегося при пиролизе 8000 кг н-бутана, если степень конверсии н-бутана 90%, а селективность по пропилену 20%.
22.	Определить массу .карбида кальция, массовая доля СаС2 в котором равна 70%', для получения 3000 м3 ацетилена. Степень конверсии сырья равна 95%.
23.	Для пиролиза взято 1000 м3 природного газа, в котором объемная доля метана равна 90%'. Определить массу образовавшегося ацетилена, если 'Степень конверсии метана равна 96%, а селективность по ацетилену составляет 32%.
24.	В процессе алкилирования бензола этиленом селективность по этилбензолу равна 85%' при степени конверсии бензола 30%. Определить массу бензола, необходимого для получения 5000 кг этилбензола.
25.	Для алкилирования бензола используют пропанпропиленовую фракцию, объемная доля пропилена в которой равна 0,56. Определить объем пропан-пропиленовой фракции, необходимый для получения 2000 кг изопропилбензола, если селективность по изопропилбензолу составляет 9Q%;
26.	В процессе изомеризации выход изопентана в расчете на поданный н-пентан равен 40%, а мольное соотношение водорода и н-пентана равно 2:1. Определить массу //-пентана и объем водорода, необходимые для получения 6 т изопентана.
27.	Степень конверсии н-бутана в процессе его дегидрирования равна 42%', а селективность по н-бутенам составляет 85%. Определить объем н-бутана, необходимый для получения 8000 м3 н-бутенов.
28.	В процессе дегидрирования н-бутенов степень конверсии сырья составляет 22%, а селективность по бутадиену равна 80%'. Определтъ^массу бутадиена, получаемого из 8500 м3 н-бутено
б И О Л и о t 1; г( /.	j у
химико-чеханичцеко!©
техникума
f. Ссвсродонеж
-- ------- “Г
ния (изопентены) составляет 68По-
давлении израсходовано 8000 м3 этилена, степень конверсии этилена.
29.	При дегидрировании 5600 кг изопентана получено 1700 кг изопентенов. Определить 'степень конверсии изопентана, если селективность по продуктам дегидрирования (изопентены) составляет 68% 
30.	На получение 1200 кг полиэтилена при высоком
—тот™ ---------------- о	Определить
31.	На получение 1440 кг полистирола израсходовано 1,6 м3 стирола. Плотность стирола 905 кг/м3. Определить степень конверсии стирола в процессе его полимеризации.
32.	При газофазном хлорировании 1000 м3 метана образовалось 500 кг метилхлорида, селективность по которому составила 52%. Определить степень конверсии метана.
33.	В процессе получения дихлорэтана степень конверсии этилена равна 0,88, а селективность по дихлорэтану составила 90%; Определить объем этиленовой фракции, объемная доля этилена в которой равна 92%, необходимый для получения 1600 кг дихлорэтана.
34.	В процессе гидрохлорирования ацетилена образовалось 1900 кг винилхлорида. Определить выход винилхлорида в расчете на поданный ацетилен, если объем подаваемого ацетилена равен 700 м3.
35.	При хлорировании 18000 кг бензола получена реакционная смесь, в которой масса хлорбензола составила 4000 кг. Определить степень конверсии бензола, если селективность по хлорбензолу равна 94%.
36.	В процессе получения метанола степень конверсии синтез-газа равна 9%’, а объемное соотношение оксида углерода и водорода в нем равно 1 :2. Селективность по метанолу составляет 86%- Определить массу метанола, полученного из 200 тыс. м3 синтез-газа.
37.	При прямой гидратации этилена селективность по этанолу составляет 96%- Определить степень конверсии этилена, если на гидратацию подано 28000 м3 газа, объемная доля этилена в котором 85%’, а масса полученного этанола равна 2100 кг.
38.	В процессе получения фенола через изопропилбензол выход фенола в расчете на поданный бензол равен 87%'- Определить массу бензола, необходимого для получения 3000 кг фенола.
39.	Степень конверсии метанола в процессе его окисления до формальдегида равна 89%', а селективность по 18
масса этиленокси да рав-
формальдегиду составляет 96%. Определить объем метанола, необходимого для получения 3500 кг формалина, н котором массовая доля формальдегида равна 37%.
40.	Степень конверсии этилена в процессе его прямого окисления равна 25%; объем этилена, израсходованного в процессе, составляет 1500 м3. Определить селективность по этиленоксиду, если масса эти"-?и-о,г'п,л',я рявка 500 кг.
41,	Для получения 1300 кг винилацетата израсходовано 2000 кг уксусной кислоты.	.л,.,,,
версии уксусной кислоты, если ацетату равна 99%'.
Определить степень кон-селективность по винил-
ЭЛЕМЕНТЫ РАСЧЕТОВ ХИМИЧЕСКИХ РЕАКТОРОВ
Расчет реакторов для проведения химического взаимодействия является основной частью технологического расчета производства. Этот расчет сводится к определению основных конструктивных размеров аппаратов и их числа. Размеры и число аппаратов как периодического, так и непрерывного действия определяются их производительностью.
Производительность реакционного аппарата или установки — количество целевого продукта (кг, т, м3), получаемого в единицу времени (с, ч, сутки, год). Зафиксированная производительность аппарата, установки называется мощностью.
Объем рабочей части (реакционной зоны) аппаратов непрерывного действия определяют по уравнению:
ур = Л'ст
где Nc — секундная объемная производительность (м3/с), ат — время, необходимое для про-ведения процесса, с.
Площадь поперечного сечения аппарата составляет (в м2):
где to — скорость течения среды в аппарате, м/с.
Определив площадь сечения, легко найти диаметр аппарата (в м):
D = l,/ —==•/ 1.274S у я.
19
Высота (длина) реакционной зоны аппарата равна
Н —	= <вт
S
Для аппаратов, заполненных катализатором, объем рабочей части принимают равным объему катализатора VK (1м3), который определяют исходя из объемной скорости газа (жидкости) или производительности катализатора.
Объемная скорость — объем газовой смеси (жидкости), проходящей через единицу объема катализатора в единицу времени [м3/(м3-ч) или ч-1]:
[/ ^сырья
откуда
у ___ Усарья
К “ Уоб
Производительность катализатора — масса (объем) целевого продукта, снимаемого с единицы объема ('массы) катализатора в единицу времени [кг/(м3-ч), м3/(м3-ч), кг/(кг-ч), м3/(кг-ч)]:
_ ^В * * 11Р°Д	Л7   ^Прод
"К   , ,	,VK  
VK	mK
Для периодических процессов общий реакционный объем аппаратов равен (в м3):
V _	1/«'т'С
р 24/гзап
где Усут — суточный объем перерабатываемых веществ, т — время технологического цикла (на проведение собственно процесса и вспомогательных операций), &зап — коэффициент заполнения аппарата (принимается от 0,4 до 0,9).
В специальной литературе описаны конструкции ре-
акторов для многочисленных химических процессов, их особенности и методы расчета, поэтому ограничимся здесь некоторыми сведениями по элементам расчета реакторов, не имеющих прототипа.
Выбор конструкции промышленного реактора зависит прежде всего от следующих параметров: скорости протекания химических реакций (от времени пребыва-
20
пня в реакционной зоне), оптимальных условий тепло-н массообмена и оптимальных температуры и давления. 1ак как на практике сложно удовлетворить все требо-||||||ця, предъявляемые к промышленному реактору, то |Ц|»еделяющими являются экономические показатели.
Для расчета химического реактора используют их идеализированные модели, среди которых выделяют:
а)	периодический реактор полного смешения;
б)	непрерывный реактор идеального вытеснения;
в)	непрерывный реактор полного смешения.
Известно, что химические реакции могут протекать в ипффузионной, кинетической пли переходной области, но и общем случае скорость химико-технологического процесса можно выразить уравнением u — k&C, где и — скорость процесса, k — константа скорости, а ДС — движущая сила процесса.
В технологии основного органического и нефтехимического синтеза многие процессы осуществляют непрерывно, следовательно, достижение максимального выходи продукта определяется временем пребывания реагирующих веществ в реакционной зоне. Отсюда следует, •но необходимая вместимость реакционного аппарата, его производительность и интенсивность работы зависят иг скорости проведения процесса.
Время пребывания реагирующих веществ в реакционной зоне (т) определяют из кинетических уравнений первого, 'второго и третьего порядков. В реакциях верного порядка стехиометрический коэффициент прямой реакции равен единице, в реакциях второго порядка — двум, третьего — трем. Так как стехиометрические коэффициенты химического уравнения не всегда определяют порядок реакции, то его устанавливают экспериментально. Для реакций первого порядка:
Для реакций второго порядка:
2,303	1 Ь(а— х)
т =-------------1е-----------
k" а — b а (Ь — х)
В случае равенства концентраций двух веществ кинетическое уравнение для реакции второго порядка упрощается:
1	_____х
k" а (а — х)
21
Для реакций третьего порядка имеем
1 т =----
k"
1
1
(а — х)г аг J
где т — время реакции, с; k', k", k'" — соответственно константы скорости реакции первого, второго и третьего порядка, с-1, л/(моль-с) и л2/(моль-с); а и b — начальные концентрации веществ, моль/л; х — количество вещества, вступившего в реакцию к моменту времени т, моль/л.
Пример 1. Производительность реактора дегидрирования и-бутана до «-бутенов составляет 17400 кг целевого продукта в час. Процесс проводят при 600 °C, и в этих условиях степень конверсии н-бутана равна 30%, а селективность по н-бутенам составляет 75%. Определить вместимость реактора, приняв для расчета константы скорости формулу:
,	15 200
lg k -------- —4,6
4,5757’
Решение. Уравнение реакции:
СН3 — СН2 — СН2 — СН3 X СН2 = СН — СН2 — СН3 + Н2 58 кг (22.4 м’)	56 кг	2 кг
Расход «-бутана для проведения процесса: 22 4 —1— = 6960 м3/ч 56
100 ---— = 30933 м3/ч, 75
теоретический 17400
100 фактический 6960- -
или 30933 : 3600 = 8,6 №/с
Константа скорости:
15200	-	,
lgfe' =------------— 4,6 = — 0,7943= 1,2057 fe = 0,1614 с~*
6	4,575 • 873
Предполагая, что дегидрирование н-бутана протекает по уравнению первого порядка, определим время пребывания реагирующих газов в зоне контакта:
2,303 а 2,303 ,	100
т =--------1g-------=---------1g---------- = 2,2 с
k‘ к а —х 0,1614 6 100—30
Вместимость реактора:
Ир’='8,6j<2,2 = 19 м3
Задачи
42.	В условиях Примера 1 при нагрузке реактора по н-бутану 1500 м3/ч, степени конверсии «-.бутана 37,5% и 22
температуре контактного газа 610°С определить вместимость реактора.
43.	В условиях Примера 1 при объемном расходе контактного газа 30 600 м3/ч определить константу скорости реакции, если степень конверсии н-бутана равна 38,3%, внутренний диаметр аппарата 1,8 м, а полезная высота 11 м.
44.	В условиях Примера 1 при степени конверсии «-бутана, равной 40%, и селективности по н-бутенам 74,3%‘ определить нагрузку реактора по «-бутану, если константа скорости равна 0,15 с-1. Внутренний диаметр реактора 1,6 м, высота 10 м.
45.	В реактор, внутренний диаметр которого 2,2 м, поступает на дегидрирование до бутенов 13 800 м3 н-бутана в час. При 615°C степень конверсии н-бутана равна 39,2%’, селективность по бутенам составляет 75,4%. Определить высоту реактора, приняв для расчета константы скорости уравнение:
45300
1g « = 9,9 — 4 575Т
46.	В реактор на дегидрирование до бутенов поступает 12 000 м3 н-бутана в час при объемной скорости 520 ч”1 (в расчете на газообразный н-бутан). Процесс проводят при 595°C, константа скорости описывается уравнением, приведенным в задаче 45. Определить вместимость реактора, время пребывания веществ в реакционной зоне и константу скорости реакции.
Пример 2. Акрилонитрил получают окислительным аммонолизом пропилена в псевдоожиженном слое катализатора. В реактор, производительность которого по1 целевому продукту равна 5600 кг/ч, поступает газовая смесь, объемная доля пропилена в которой 8%. При 450 °C степень конверсии пропилена равна 60%, а селективность по акрилонитрилу составляет 75%. Определить объем катализатора в реакторе, приняв для расчета константы скорости такую формулу:
.	« = 2,8 • 1О6е~8оо°о/вд'
Решение. Уравнение реакции:
СН2 = CH — CHS + NH3 + 1,5О2 - СН2 = CHCN + ЗН2О
42 кг(22.4 м3)	17 кг 15-32 кг 53 кг	3-18 кг tNf
Расход пропилена на проведение процесса:
22 4 теоретический 5600 ——— = 2367 м8/ч
DO
23
фактический
5260
100	100
2367 ------ ----= 5260 м3/ч
60	75
Объемный расход газовой смеси на входе в реактор:
100 „	--- = 18,3 м3/с
3600	8
Определение константы скорости:
fe= 2,8 • 106  2,72~80000/8'3 14<450+273) =
= 2,8-106-2,72~13,3 = 2,8 • 105-0,2  10~5 = 0,56 с~‘ где /?=8,314 кДж/(моль-К), а е=2,72.
При соотношении исходных веществ СзНе : NH3 : О2 : НгО, ном il : 0,7 : 1,7 : 3, реакция окислительного аммонолиза имеет
рав-
.. . ... ____ пер-
вый порядок по пропилену, а по кислороду и аммиаку — нулевой. Формула для расчета времени пребывания веществ в реакционной зоне:
2,303 , а 2,303 ,	1
т =---------1g---------=----------1g----------= 1,65 с
k’ 6 а — х 0,56 s 1 — 0,6
Объем катализатора в реакторе:
18,3-1,65 = 30 м3
Задачи
47.	В условиях Примера 2 определить объем катализатора, если производительность реактора по акрилонитрилу при 465 °C составляет 4520 кг/ч, а степень конверсии пропилена равна 63%'.
48.	В условиях Примера 2 определить полезную .вместимость реактора, если его производительность по акрилонитрилу составляет 3000 кг/ч, а константа скорости при 490 °C рассчитывается по формуле:
fe = 8,0  105e~'JO'00/;'7'
49.	В условиях Примера 2 определить объемную скорость газовой смеси на входе в реактор (в ч-!), если температура процесса равна 435СС, а степень конверсии пропилена составляет 64%'-
50.	В реактор, высота слоя катализатора в котором равна 6 м, поступает на дегидрирование (при 180°С) в час 32,5 м3 жидкого пропионового альдегида. Определить внутренний диаметр реактора, если известно, что: а) процесс протекает по реакции второго порядка, константу скорости которой рассчитывают по уравнению {кмоль/(м3-с)]
47800 lg k" =8,48 —-—
6	RT
б)	начальные концентрации каждого компонента исходной смеси равны а = 89 кмоль/м3, а конечные концен-грации каждого компонента составляют х=8,7 кмоль/м3;
в)	формула для расчета времени пребывания веществ (в с) в реакторе такова:
1	X
т =--------------
k" а (а — х)
51.	В условиях Задачи 50 при температуре гидрирования 165 °C и внутреннем диаметре аппарата 2,4 м определить высоту слоя катализатора.
Пример 3. Время пребывания углеводородов при получении аце-।клена электрокрекингом равно 0,001 с, объемный расход газов пиролиза равен 25500 м3/ч, скорость газов в реакционной камере составляет 900 м/с. Определить площадь сечения, высоту и объем ре-икпионной камеры электродугового реактора.
* Решение. Секундная объемная производительность реактора (но газам электрокрекинга):
25 500 : 3600 = 7,08 м®/с
Объем реакционной камеры:
7,08  0,001 =0,0071 мэ
Площадь сечения реакционной камеры:
7,08 : 900 = 0,0079 м2
Высота реакционной камеры:
0,0071 : 0,0079 = 0,9 м или 900 • 0,001 = 0,9 м
Пример 4. Объемная скорость подачи этилена в реактор прямой гидратации равна 1900 ч-1, а объемный расход этилена составляет 22000 м3/ч. Определить объем катализатора, необходимый для проведения процесса.
Решение. Объем катализатора:
22000 : 1900= 11,6 м3
Пример 5. Производительность реактора окисления метанола составляет 3500 кг формалина в час; массовая доля формальдегида в нем равна 37%. Диаметр сечения аппарата 1,4 м, высота слоя контактной массы 75 мм. Определить производительность '1 кг и 1 л контактной массы. Насыпная плотность катализатора равна 600 кг/м3.
Решение. Производительность реактора по целевому продукту — формальдегиду:
3500 • 0,37 = 1295 кг/ч
Объем катализатора в реакторе (V—jrD2///4=0,785D2/7):
0,785 (1,4)2  0,075 = 115 м® или 115 л
Производительность 1 л катализатора:
1295 : 115= 11,3 кг/(л-ч)
24
25
Масса катализатора в реакторе:
0,115 • 600 = 69 кг
Производительность 1 кг катализатора:
1295 : 69 = 18,8 кг/(кг-ч)
Задачи
52.	Производительность реактора окислительного пн релиза метана равна 45 000 'м3 газов пиролиза в час при времени реакции 0,003 с. Определить диаметр реакционной зоны, если ее длина составляет 600 мм.
53.	Производительность реактора одностадийного дегидрирования н-бутана составляет 72 т бутадиена в сутки. Определить объем катализатора в реакторе, если производительность катализатора по бутадиену равна 90 кг/(м3-ч)
54.	Массовый расход этилбензола в реакторе получения стирола равен 12,9 т/ч, а объемная скорость подачи жидкого этилбензола равна 0,5 ч-1. Плотность бензола равна 867 кг/м3. Определить высоту слоя катализатора в реакторе диаметром 5,5 м.
55.	Массовый расход н-пентана в реакторе изомеризации равен 8,25 т/ч; плотность жидкого н-пентана равна 626 кг/м3. Определить объемную скорость подачи углеводорода в реактор, если объем катализатора составляет 12 м3.	\
56.	Объемный расход метана, подаваемого в реактор газофазного хлорирования, равен 400 м3/ч; мольное отношение подаваемых метана и хлора равно 5: 1, а объемная скорость подачи газов в реакционное пространство составляет 240 ч~*. Определить рабочий объем реактора.
57.	Производительность установки гидрохлорирова-ния ацетилена равна 1,2 т винилхлорида в час при производительности катализатора по винилхлориду 50 кг/(м3-ч). Определить число реакторов, необходимых для обеспечения заданной производительности, если объем катализатора в каждом реакторе равен 6 м3.
58.	Объемный расход синтез-газа в реакторе получения метанола равен 600 тыс. м3/ч, а объемная скорость подачи сырья составляет 10000 ч-1. Определить производительность катализатора, если производительность реактора равна 12 т метанола в час.
59.	Объемная скорость подачи жидкого циклогексана в реактор окисления равна 2 ч-1. Диаметр реактора 26
2,2 м, высота реакционной зоны 8 м. Определить массовый суточный расход циклогексана при его плотности 780 кг/м3.
60.	Массовый расход ацетальдегида, подаваемого на окисление, равен 2,5 т/ч, а объемная доля ацетальдегида в исходной паро-воздушной смеси равна 25%'. Определить диаметр реактора, если линейная скорость смеси в сечении аппарата равна 0,15 м/с.
61.	Производительность 1 м3 катализатора в реакторе окислительного аммонолиза пропилена равна 50 кг акрилонитрила в час, объемный расход исходной газовой смеси равен 12 100 м3/ч, а объемная скорость смеси равна 550 ч-1. Определить суточную производительность реактора по акрилонитрилу.
ТЕПЛОВЫЕ РАСЧЕТЫ ХИМИКО-ТЕХНОЛОГИЧЕСКИХ ПРОЦЕССОВ
Переработка сырья в химических реакторах обычно связана с затратой (подводом) теплоты или с ее отводом. Чтобы определить расход теплоносителя и поверхность теплообмена аппаратов, составляют тепловой баланс, уравнение которого в общем виде таково:
Фприх — Qpacx
'г. е. приход теплоты в аппарат должен быть равен расходу теплоты .в том же аппарате.
Тепловой баланс рассчитывают по данным материального баланса (на единицу времени для аппаратов непрерывного действия или на цикл работы для аппаратов периодического действия) с учетом подвода теплоты извне, ее отвода с продуктами реакции и теплоносителем, а также с учетом тепловых эффектов химических реакций и физических превращений. Для расчета используют уравнение:
Qhcx + Q* + Qp + Qn = Qu род + 0ф + Qp + Qn
Величины Qhcx и QnPoA рассчитывают для каждого вещества, поступающего в аппарат и выходящего из него (по данным материального баланса)
Q = met
где m — масса вещества, с —- средняя теплоемкость этого вещества, a t — температура.
27
Величины Сф и @ф — теплоты физических превра щенпй, происходящих с (выделением (С2ф) или с поглоще нием (<?ф) тепла, — .рассчитывают для каждого из ве ществ, претерпевших фазовые переходы
<2ф = тг
где г — теплота фазового перехода (например, парообразования). Величины QP и Qp — количество теплоты, выделяемое (QP) при экзотермических или поглощаемое (Qp) при эндотермических реакциях, — рассчитывают, пользуясь значениями тепловых эффектов1 реакций. Величина Qn — количество теплоты, 'подводимой в аппарат извне, a Qn — потери теплоты в окружающую среду, а также ее отвод через теплообменные устройства.
При проведении тепловых расчетов наиболее затруд нительным является определение теплового эффекта реакции. Тепловой эффект можно определить расчетным путем, исходя из теплоты образования или теплоты сгорания веществ, участвующих в реакции, по формулам:
АД ~ S ( AH0gp)K0H 2 ( АДобр)исХ
А/7 = У (—А77сгОр)исХ- У (—Д^сгор)кон
Значения теплоты образования (сгорания) веществ приведены в физико-химических и термодинамических справочниках. При ее определении расчетным путем существует несколько способов расчета.
1.	По энергиям разрыва связей
ДЯобР = S (п;Б/)исх S (mf£i)KOH
где П{ и тг — число связей данного вида в исходных веществах и конечных продуктах, а £; — энергия i-ой связи. Энергии разрыва связи приводятся в справочниках.
2.	По теплотам образования веществ, лежащих в начале соответствующего гомологического ряда, с суммированием поправок, приписываемых различным группам, входящим в молекулу. Значения поправок приводятся в справочной литературе.
3.	По составляющим связей. Эти значения приведены в справочной литературе (см., например, Рид Р., Праусниц Дж., Шервуд Т. Свойства газов и жидкостей. Л., Химия, 1982), а для расчета по ним используют правило аддитивности.
28
Теплоту сгорания можно найти следующим образом
1. По уравнению Д. П. Коновалова (в кДж/моль)
А/7Сгор = (204,2n + 44m + Ух)
|де п — число атомов кислорода, необходимое для полного сгорания вещества; т — число моль образующейся воды; х — поправка (термическая характеристика), постоянная в пределах данного гомологического ряда и равная нулю для предельных соединений.
2. По методу Хендрика. Считая, что продуктами полного сгорания органических веществ являются диоксид углерода, вода, свободный азот, галогенводород, диоксид серы и фосфорная кислота, можно, применяя закон Госса, определить теплоту сгорания вещества, пользуясь стандартными теплотами образования:
Вещество
СО2 (г)
Н2о (ж)
HF (г)
НС1 (г)
Д«О6Р-кДж/моль
—394,07
—286,24
—269,00
—92,60
Вещество
НВг (г) HI (г) SO2 (г) Н3РО4 (кр)
д^обР‘ кДж/моль
—36,45
25,98
—297,49
—1280,88
Целью теплового расчета чаще всего является нахождение тепловой нагрузки аппарата: Qn — теплового потока, вносимого в аппарат, или Qn — теплового потока, выносимого из аппарата. Эти величины определяют из уравнения теплового баланса и используют для нахождения площади поверхности теплообмена, расхода теплоносителей и ряда других конструкционных и эксплуатационных характеристик работы аппарата. Наиболее часто при расчетах применяют следующие формулы:
кАД ср
где F — площадь поверхности теплообмена, м2; Q—тепловой поток, Вт; /с — коэффициент теплопередачи, Вт/(м2-К); АТ’ср—-средний температурный напор, К
б) tn =
Q
С (<J — 12)
тде т — массовый расход теплоносителя, кг/с; Q — тепловой поток, Вт; с — удельная теплоемкость теплоносителя, Дж/(кг-К); А и А — начальная и конечная температуры теплоносителя, К.
, Q
в) т = — г
29
Где/и — массовый расход тейл'оносйтеля, кг/с; Q — тепловой поток Вт; г — теплота фазового перехода теплоносителя, Дж/кг.
Пример 1. Производительность реактора газофазной гидратг цни ацетилена равна 35000 кг ацетальдегида в час. Определить теп левой эффект реакции и массовый расход водного конденсата, по даваемого в межтрубное пространство реактора для снятия виде ляющегося тепла за счет испарения воды. Теплота парообразованв воды равна 2262 кДж/кг. Теплоты образования реагентов и поодуи тов реакции: для ацетилена —226,75 кДж/моль, для ‘ вод 241,84 кДж/моль, для ацетальдегида 166,0 кДж/моль.
Решение. Уравнение реакции:
СН = СН + Н2О СН3 — СНО + Q
Тепловой эффект реакции:
—АД“98 = 166 — (—226,75+ 241,84) = 150,9 кДж/моль
Количество выделяющейся теплоты в расчете на секундную произ водительность реактора (тепловой поток):
150,9 - 35000 - 1000
44 • 3600
= 33300 кВт
Массовый расход водного конденсата:
'lil
33300:2262= 14,7 кг/с или 14,7 - 3600 = 52920 кг/ч
Пример 2. В реактор получения формальдегида окислением Mt танола^со спирто-воздушной смесью вносится 107 кВт теплоты. Сум мирный тепловой эффект реакций окисления метанола раве 110 кДж/моль. .а массовый расход метанола на окисление соста» ляет 1500 кг/ч. Тепловой поток, вносимый контактными газами, ра вен 1140 кВт. Определить площадь поверхности теплообмена массовый расход воды для отвода выделяющегося из слоя катали затора тепла через змеевиковый холодильник, если средний теми ратурный напор равен 560 К, а температура воды на входе в х&в! дильник и на выходе из него соответственно равна 20 и 60 °C. Kt эффициент теплопередачи равен 390 Вт/(м2-К). Теплопотери и учитывать.
Решение. Количество теплоты, выделяющейся за счет реакци. окисления метанола:
1500 • НО - 1000
32  3600
= 1433 кВт
Общий приход теплоты:
107 + 1433 = 1540 кВт
Количество отводимой теплоты (из уравнения теплового баланса)
1540 — 1140’= 400 кВт
Площадь поверхности теплообмена:
400-1000
390-560
= 1,83 м2
Массовый расход воды:
----' — 2,4 кг/с или 2,4 • 3600 = 8640 кг/ч
4,19 (60—20)
Задачи
62.	Объемный расход этилена в реактор прямой гидратации равен 30000 м3/ч, а степень конверсии этилена ia один проход составляет 4,3%'- Определить тепловой и|>фект и количество .выделяющейся теплоты, если теп-юга образования равна: для этилена 52,3 кДж/моль, ня воды 241,84 кДж/моль, для этанола 235,3 кДж/моль.
63.	Производительность установки получения этил-<лорида жидкофазным гидрохлорированием этилена равна 260 кг/ч. Тепловой эффект .процесса составляет >6,2 кДж на 1 ‘моль этилхлорида. Определить объемный расход теплоносителя для снятия выделяющейся тепло-н.1, если теплоемкость теплоносителя равна ”,86 нДж (кг-К), плотность теплоносителя 1250 кг/м3, а еемпература теплоносителя в процессе теплообмена уве-шчивается на 10 К-
64.	В процессе хлорирования бензола на снятие вы-ш-ляемой теплоты расходуется 1,8 т бензола в расчете па I т хлорбензола. Определить производительность ус-Н1ЧЮВЫИ по хлорбензолу, если тепловой поток с испаряющимся бензолом равен 800 кВт, а теплота испарения бензола равна 30,6 кДж/моль.
65.	Тепловой эффект реакции алкилирования бензо-|| -пиленом равен 106 кДж/моль. На снятие части (55%) выделяемой теплоты расходуется 48%' бензола, подаваемого в реактор. Определить массовый расход бензола на установке производительностью 4 т этилбен-io.ua в час. Теплота испарения бензола равна 10,6 кДж/моль.
66.	Производительность установки газофазного гидрохлорирования ацетилена равна 2 т винилхлорида в iac; тепловой эффект образования винилхлорида равен НИ) кДж/моль. Определить площадь поверхности теплообмена в реакторе, если средний температурный напор ранен 70 К, а коэффициент теплопередачи составляет I/ Вт/(м2-К).
67.	В процессе получения ацетилена карбидным Me-юдом 85%i теплоты, выделяемой в результате химической реакции, снимается за счет испарения воды. Определить тепловой эффект реакции и объемный расход
31
30
воды на испарение в генераторе производительностью 500 м3 ацетилена в час. Теплота образования карбида кальция 62,7 кДж/моль, воды 241,8 кДж/моль, оксида кальция 635,1 кДж/моль, ацетилена —226,7 кДж/моль. Теплота парообразования воды 2289 кДж/кг.
68.	В реактор алкилирования изобутана в час подают 36 м3 жидкой бутан-бутеновой фракции, в которой массовая доля бутенов равна 30%', а плотность 605 кг/м3. Тепловой эффект реакции алкилирования изобутана бутенами равен 77 кДж на 1 моль бутенов, причем на снятие выделяющейся теплоты расходуется 20% циркуляционного изобутана. Определить массовое соотношение -циркуляционного изобутана и жидкой бутанбутеновой фракции, если теплота испарения изобутана равна 330 кДж/кг.
69.	Объем катализатора в реакторе прямого окисления этилена равен 7 м3, а производительность I м3 катализатора составляет 80 кг этиленоксида в час. Суммарный тепловой эффект реакций равен 820 кДж на 1 моль этиленоксида. Определить площадь поверхности теплообмена реактора, если коэффициент теплопередачи равен 25 Вт/(м* 1 2-К), а средний температурный напор 120 К-
70.	Площадь поверхности змеевиков в реакторе окисления ацетальдегида равна 600 м2. Производительность реактора 3000 кг уксусной кислоты .в час. За счет подачи воды в змеевики снимается теплота в количестве 270 кДж/моль. Определить средний температурный напор при охлаждении реакционной массы если коэффициент теплопередачи равен 320 Вт/(м2-К).
71.	Тепловой эффект процесса получения винилацетата из ацетилена и уксусной кислоты равен 118,5 кДж/моль; площадь поверхности змеевиков для снятия реакционной теплоты 48 м2; коэффициент теплопередачи 80 Вт/(м2-К); средний температурный напор 140 К. Определить часовую производительность реактора по винилацетату.
Раздел 1
ПРОИЗВОДСТВО
ИСХОДНЫХ УГЛЕВОДОРОДОВ
ДЛЯ ОСНОВНОГО ОРГАНИЧЕСКОГО И НЕФТЕХИМИЧЕСКОГО СИНТЕЗА
ПРОЦЕССЫ ПЕРЕРАБОТКИ НЕФТИ
Различают первичные и вторичные процессы переработки нефти.
Первичная переработка (прямая гонка) нефти осуществляется на установках, работающих при атмосферном давлении. При этом получают светлые продукты: бензиновый дистиллят (смесь углеводородов С5—Ci2, выкипающая при температуре от 180 до 200°C), лигроиновый дистиллят (смесь углеводородов С7—Си, выкипающая при 120—240 °C), керосиновый дистиллят (смесь углеводородов Сд—С16, выкипающая при 180— .100 °C) й соляровый дистиллят (смесь углеводородов
—-С18, выкипающая при 250—350°C). Остаток после отгонки нефтяных дистиллятов — мазут — разгоняют в вакууме, получая различные смазочные масла. Выход щ-пзинового дистиллята при прямой гонке достигает 5— ’О% от количества исходной нефти.
Для увеличения выхода бензина и других светлых продуктов дистилляты прямой гонки и мазут подвергают вторичной переработке с частичным разложением (деструкцией) углеводородов. Различают термические и каталитические процессы деструктивной переработки.
1. Термические процессы:
а) крекинг под давлением (при 460—560°С и 2— 1 МПа);
б) газофазный крекинг (при 550—600 °C и 3— 5 МПа);
в) коксование нефтяных остатков -(при 480—560 °C и атмосферном давлении);
г) пиролиз (при 700—800 °C и давлении, близком к атмосферному).
2. Каталитические процессы:
а) каталитический крекинг па алюмосиликатных катализаторах (при 440—500°C и 1—3 МПа);
2-529	33
б) каталитический риформинг на платиновом или на оксидном молибденовом катализаторе (при 500—550 °( и 7—10 МПа);
в) деструктивная гидрогенизация и гидрокрекиш (при 400—500°C и 3—70 МПа).
Пример 1. Определить компонентный состав бензиновой фрак дни (пределы выкипания 93—123 °C), полученной в процессе пря мой гонки нефти, если количество получаемой фракции составляс-i 34 800 кг/ч. Состав бензиновой фракции в массовых долях следую щий: парафиновые углеводороды 27,2%, непредельные углеводорода! 0,7%, ароматические углеводороды 0,9%, нафтеновые углеводороды 71,2%- Определить массовый расход нефти, необходимой для полу чения указанной фракции, если выход фракции .составляет 20% от общей массы нефти, затраченной на прямую гонку.
Решение. Массовый расход нефти для получения бензиновой фракции с учетом 20%-ного выхода:
34 800-100 -----—-----= 174 000 кг/ч
Компонентный состав бензиновой фракции:
34 800 • 27,2 парафины --------------= 9465,6 кг/ч
100
34 800  0,7 непредельные-----—-----= 243,6 кг/ч
34 800 0,9 ароматические----—-----= 313,2 кг/ч
34 800 • 71,2
нафтены -----—-----= 24777,6 кг/ч
Пример 2. Определить компонентный состав бензиновой фракции (52 800 кг/ч, пределы выкипания 58—93°C), полученной пиролизом нефтяного сырья, если ее состав в массовых долях следующий: парафиновые углеводороды 4,9%, непредельные углеводороды 37,9%, ароматические углеводороды 56,2%, нафтеновые углеводороды 1%. Определить -массовый расход нефти, необходимой для Получения указанной фракции, если выход фракции составляет 60% от общей массы нефти, затраченной на пиролиз. Условно принять молекулярную массу для нефти 282, для бензиновой фракции 142.
Решение. Массовый расход нефти для получения бензиновой фракции:
52 800  282
142
= 104 856,3 кг/ч
Массовый расход нефти с учетом 60%-ного выхода
104856,3 - 100
ОТ
=174760,5 кг/ч
Компонентный состав бензиновой фракций!
52 800 - 4,9 парафины------—-----= 2587,2 кг/ч
52 800 • 37,9 непредельные----—------= 20011,8 кг/ч
52800 -56,2	„„„„„ „
ароматические-———------=29673,6 кг/ч
52 800-1 нафтены ---—— = 528 кг/ч
Пример 3. Производительность установки платформинга по жидкому сырью составляет 1760 т/сут. Объемный расход смеси паров и циркуляционного водорода равен 2,57 м3/с в условиях процесса. Объемная скорость жидкого- сырья, имеющего- плотность 1-18 кг/м3, составляет 1,53 ч_|; линейная скорость паро-газовой смеси .в сечении реактора равна 0,39 м/с. Определить общий объем катализатора в реакторах и диаметр реактора.
Решение. Объемный расход жидкого сырья -на установке платформинга:
1760 - 1000
24 • 748
= 98,039 м3/ч
Объем катализатора в реакторах:
98,039
1,53
= 64,08 м3
Диаметр реактора:
 / 2,57
1,13 1/	-- - = 2,9 м
V 0,39
Задачи
72.	В результате прямой перегонки нефти получено и час 33800 кг бензиновой фракции (93—123°C), массо-иые доли компонентов в которой равны: парафины ''7,4°/о, непредельные 0,5%', ароматические 0,7%, нафтены 71,4%. Определить компонентный состав фракции и массовый расход нефти, если выход фракции составля-|‘г 48%' от общего расхода нефти, поступающей на установку прямой перегонки.
73.	В результате прямой перегонки нефти получено п час 37 000 кг -бензиновой фракции (58—93°C), массовые доли компонентов в которой равны: парафины 37,4%, ароматические 0,5%', нафтены 62,1%- Определить компонентный состав фракции и массовый расход нефти, если выход фракции составляет 7%' от общего рас-2*	35
хода нефти, поступающей на установку прямой перс гонки.
74.	В результате прямой перегонки нефти получена в час 34 000 кг бензиновой фракции (123—153°C), массовые доли компонентов в которой: парафины 18,8%, ароматические 4,7%; непредельные 0,5%, нафтены 76% Определить компонентный состав фракции и массовый расход нефти, если выход фракции составляет 18% oi общего расхода нефти, поступающей на установку при мой перегонки.
75.	В результате прямой перегонки нефти получено в час 52 000 кг бензиновой фракции (58—93°C), массо вые доли .компонентов в которой равны: парафины 4,9%, непредельные 37,9%, ароматические 56,2%, нафтены 1,0%. Определить компонентный состав фракции и массовый расход нефти, если выход фракции составляет 62% от общего расхода нефти, поступающей на установку прямой перегонки.
76.	В результате пиролиза нефти получено в чат 71 000 кг бензиновой фракции (93—123°C), массовьк доли компонентов в которой равны: парафины 7,1 %, непредельные 43%), ароматические 48,2%, нафтены 1,7%. Определить компонентный состав фракции и массовый расход нефти, если выход фракции составляет 68%' oi общего расхода нефти, поступающей на установку пи релиза.
77.	В результате пиролиза нефти получено в час 68 000 кг бензиновой фракции (123—153°C), массовые доли компонентов в которой равны: парафины 10,2%, непредельные 47,3%; ароматические 40,3%, нафтены 2,2%. Определить компонентный состав фракции и массовый расход нефти, если выход фракции составляет 70%' от общего расхода нефти, поступающей на уставов! ку пиролиза.
78.	При коксовании нефтяных остатков образуются нефтепродукты следующего состава (в массовых долях): 28%) нефтяного кокса, 60%' жидких дистиллятов, 12% крекинг-газа. Рассчитать компонентный состав указанных продуктов, если на установку подают 38 800 кг неф тяного остатка в час, а степень его конверсии состав ляет 90%.
79.	Определить состав крекинг-газа в массовых долях, если газ состоит (в объемных долях) из водорода (4 %), метана (41 %), этана (18 %0), пропана (15%), бу-36
тана (6%), Этилена (3%о), пропилена (8%), и бутенов ('>%)-
80.	Перевести объемные доли в массовые доли (%0) для крекинг-газа следующего состава: водород 3%, метан 48%), этан 17%; пропан 15%, бутан 5%, этилен 2%, пропилен 6%), бутены 4%0.
81.	Перевести объемные доли в массовые доли (%0) для крекинг-газа, полученного газофазным крекингом дистиллятов прямой гонки и имеющего следующий со-гтав: водород 9%, метан 28%), этан 14%, пропан 4%; бу-i.i'ii 1,5%о, этилен 22%о, пропилен 15%; бутены 6,5%).
82.	Перевести объемные доли в массовые доли (%) для крекинг-газа, полученного газофазным крекингом дистиллятов прямой гонки и имеющего следующий состав: водород 7%0; метан 30%0, этан 13%, пропан 3%, Путан 1 %, этилен 23%, пропилен 16%, бутены 7%0.
83.	Производительность установки платформинга по жидкому сырью равна 1750 т/сут. Объемный расход смеси паров сырья и циркуляционного водорода составляет 2,51 м3/с в условиях процесса. Объемная скорость жидкого сырья, имеющего плотность 745 кг/м3, составляет 1,52 ч% линейная скорость паро-газовой смеси в сечении реактора 0,38 м/с. Определить общий объем катализатора в реакторах и диаметр реактора.
84.	Производительность установки платформинга по жидкому сырью равна 1800 т/сут. Объемный расход смеси паров сырья и циркуляционного водорода составляет 2,6 м3/с в условиях процесса. Объемная скорость жидкого сырья, имеющего плотность 743 кг/м3, составляет 1,54 ч1; линейная скорость паро-газовой смеси -в сечении реактора 0,37 м/с. Определить общий объем катализатора в реакторах и диаметр реактора.
85.	Производительность установки платформинга по жидкому сырью равна 1640 кг/сут. Объемный расход смеси паров сырья и циркуляционного водорода составляет 3,02 м3/с в условиях процесса. Объемная скорость жидкого сырья, имеющего плотность 75 кг/м3, составляет 1,55 ч-1; линейная скорость паро газовой смеси в сечении реактора 0,4 м/с. Определить общий объем катализатора .в реакторах и диаметр реактора.
86.	Производительность установки платформинга по жидкому сырью равна 1780 кг/сут. Объемный расход смеси паров сырья и циркуляционного водорода составляет 2,81 м/3с в условиях процесса, объемная скорость
37
жидкого сырья, имеющего плотность 748 кг/м5, состав ляет 1,5 ч-1; линейная скорость паро-газовой смеси в се пенни реактора 0,35 м/с. Определить общий объем катализатора в реакторах и диаметр реактора.
87.	Производительность установки платформинга по жидкому сырью, имеющему плотность 745 кг/м3, состав ляет 72 916 кг/ч. Объемный расход смеси паров сырья и циркуляционного водорода в . условиях процесса 2,51 м3/с; линейная скорость паро-газовой смеси в сечении реактора 0,38 м/с; общий объем катализатора в ре акторах 64,4 м3. Определить диаметр реактора и объемную скорость паров сырья в реакторе.
88.	Производительность установки платформинга по жидкому сырью, имеющему плотность 743 кг/м3, составляет 75 000 кг/ч. Объемный расход смеси паров сырья и циркуляционного водорода равен 2,61 м3/с; линейная скорость паро-газовой смеси в сечении реактора 0,37 м/с; общий объем катализатора в реакторах 65,5 м3. Определить диаметр реактора и объемную скорость паров сырья в реакторе.
89.	Производительность установки платформинга по жидкому сырью, имеющему плотность 751 кг/м3, составляет 68 340 кг/ч. Объемный расход смеси паров сырья и циркуляционного водорода 3,02 м3/с; линейная скорость паро-газовой смеси в сечении реактора 0,4 м/с; общий объем катализатора в реакторах 58,7 м3. Определить диаметр реактора и объемную скорость паров' сырья в реакторе.
90.	Производительность установки платформинга по жидкому сырью, имеющему плотность 748 кг/м3, составляет 74 170 кг/ч. Объемный расход смеси паров сырья и циркуляционного водорода 2,81 м3/с; линейная ско рость паро-газовой смеси в сечении реактора 0,35 м/с; общий, объем катализатора в реакторах 66 м3. Определить диаметр реактора и объемную скорость паров сырья в нем.
91.	На установку каталитического риформинга (объем катализатора 64,5 м3) поступает керосиновая фракция плотностью 745 кг/м3. Объемная скорость паров сырья в условиях процесса 1,51 ч-1. Определить часовую производительность установки.
92.	На установку каталитического риформинга (объем катализатора 66 м3) поступает жидкая фракция плотностью 748 кг/м3. Объемная скорость жидкости 38
1,5 ч"1. Определить часовую производительность установки.
93.	Определить площадь поверхности теплообмена в теплообменниках на установке прямой перегонки нефти, II которых 60 000 кг нефти (с= 1,885 кДж/(кг-К)] в час нагреваются от 125 до 200°С; коэффициент теплопередачи К=110 Вт/(м2-К); средний температурный напор 89 К- Определить число стандартных теплообменников, если площадь поверхности теплообмена одного стандартного теплообменника составляет 100 м2.
94.	Определить площадь поверхности теплообмена керосиновых теплообменников на установке АТ, в которых 80000 кг керосина [с= 1,580 кДж/(кг-К)1 охлаждаются от 180 до 110°С за 1 ч; коэффициент теплопередачи А=100 Вт/(м2-К); средний температурный напор 82 К-
95.	Определить расход теплоты, необходимой для нагревания 348 000 кг нефти [с =1,880 кДж/(кг-К)] от 182 до 350 °C за 1 ч. Теплоемкость нефтяных паров 1,960 кДж/(кг-К)-
96.	В печь поступает в час 625000 кг нефти при температуре 160 °C. В печи нефть нагревается до 330 °C; при этом 30% испаряется. Определить тепловую нагрузку печи, если теплоемкость газовой фазы нефти равна 2,028 кДж/(кг-К), теплоемкость жидкой фазы 2,300 кДж/(кг-К), а теплота испарения 194,5 кДж/кг.
ПРОИЗВОДСТВО АЦЕТИЛЕНА
Производство ацетилена из карбида кальция. Взаимодействие карбида кальция с водой протекает по уравнению:
CaQj + 2Н2О - С2Н2 + Са(ОН)2	~АН298 = 127>1 кДж/мо.щ,
Тепловой эффект процесса слагается из суммы теплот взаимодействия карбида и оксида кальция (негашеной извести) с водой:
СаО + Н2О - Са(ОН)21	—Д«°98 = 63,6 кДж/моль
Процесс в основном осуществляют в генераторах системы «карбид в воду» («мокрого» типа), где используют большой (до 10 кг на 1 кг технического карбида) избыток ‘воды, а температура не превышает 70 СС, и в генераторах системы «вода на карбид» («сухого» типа),
39
где выделяющаяся теплота расходуется в основном п, испарение избытка воды (массовое соотношение вод, и технического карбида от 1,1 : 1 до 3:1), а температу ру поддерживают равной 90—130°С (в зависимости oi давления).
Пример 1. В генераторе системы «вода на карбид» для получс ния ацетилена используют технический карбид, в котором массова» доля карбида кальция равна 75%, а доля оксида кальция 15% В ходе процесса выделяется 3000 кВт теплоты, 85% которой сни мается за счет испарения избытка воды. Определить 'Производи дельность генератора по ацетилену, массовые расходы техническом карбида кальция и воды для .получения ацетилена, если массова соотношение воды и технического карбида равно 1,2: 1. Скрыта» теплота паро'Образов.ания воды 2289 кДж/кг.
Решение. Уравнения реакций, протекающих в генераторе:
СаС2 + 2Н2О - С2Н2 4- Са(ОН),	СаО + Н2О - Са(ОН)2
64 кг 2-18кг 22,4 м=' 74 кг	56кг 18кг 74 кг
Количество теплоты, снимаемой за счет испарения избыточной воды 3000 • 0,85 = 2550 кВт
Массовый расход воды на испарение (избыток воды сверх требуемого для реакций):
2Ь50 : 2289 — 1,114 кг/с или 1,114 • 3600 = 4010,4 кг/ч
Масса воды, расходуемой на -взаимодействие с 1 кг технического карбида кальция (с учетом массовых долей карбида :и оксида кальция)
1  0,75  18 по первой реакции-----—-----= 0,422 кг
1  0,15 • 18
по второй реакции------—------=0,048 кг
56
Всего:	0,422 + 0,048 = 0,47 кг
Избыток воды в расчете на 1 кг технического карбида кальция (исходя из заданного массового- соотношения воды и технического карбида):
1,2 — 0,47 = 0,73 кг
Массовый расход воды:
4010,4  1,2
------------= 6592,4 кг/ч 0,73
Массовый расход технического карбида кальция:
6592,4 : 1,2 = 5493,7 кг/ч
Производительность генератора по ацетилену:
Задачи
97.	В генератор системы «карбид в воду» загружают । чппческий карбид кальция, массовая доля СаСг в ко-|<>|И1М равна 75%. Процесс ведут при массовом соотно-ini пни технического карбида и -воды 1 :8 до степени кон-"pc.ii.n сырья 98%. Определить массовый расход реаген-"Н для обеспечения производительности генератора, 1> ншой 500 м3 ацетилена в час.
98.	В генератор системы «карбид в воду» подают ым> кг технического карбида кальция в час. Литраж * |рбида кальция 270 л/кг. Процесс ведут до степени кон-и'рспи сырья 96% при времени разложения 9 мин. Определить производительность генератора по ацетилену и объем реакционной части аппарата, если массовое coil ношение технического карбида и воды равно 1:7, а редпяя плотность реакционной массы составляет 10! i() кг/м3.
99.	В генератор системы «вода на карбид» подают в inc 2000 кг технического карбида кальция, в котором ьк-совая доля карбида кальция 70%, а доля оксида кпльция 20%'. Большая часть (85%) выделяющейся теп-н>гы снимается за счет испарения воды. Степень кон-ш'рсии сырья 98%; тепловой эффект разложения карби-|.| кальция 127,1 кДж/моль; тепловой эффект гашения "М’пда кальция 63,6 кДж/моль. Определить расход теп-пн ы и массовый расход воды на испарение. Скрытая iпилота парообразования воды 2289 кДж/кг.
100.	Производительность генератора системы «вода н.| карбид» равна 250 м3 ацетилена в час. Определить тесовый расход карбидного ила, в котором массовая шля гидроксида кальция равна 26%, массовые расходы п хиического карбида кальция (массовая доля СаСг [пиша 75%) и воды, если степень конверсии сырья рав-1Ы 97%, а массовое соотношение воды и технического кирбида кальция равно 9 : 7.
101.	В генератор системы «вода на карбид» подают и час 3000 кг технического карбида кальция, литраж ко-шрого равен 242 л/кг. Общее количество выделяемой ншлоты равно 6900 кДж на 1 кг ацетилена. 80% тепло-н-| снимается за счет 'испарения воды. Определить мас-inii'oc соотношение реагентов, если на испарение расхо
5493,7  0,75 • 22,4	---------
64	= 1442 м'/ч	* Литраж карбида кальция — объем ацетилена (и литрах),
получаемого при разложении 1 кг технического карбида кальция.
41
Дуется 60%' подаваемой в генератор воды. Скрытая тек лота парообразования воды 2289 кДж/кг.
102.	В генератор системы «вода на карбид» произво дительностыо 1500 м3 ацетилена в час подают техниче ский карбид кальция, в котором массовая доля СаС; равна 72,5%. Определить массовые расходы реагентов, если массовое соотношение воды и технического карби да кальция равно 1,1 : 1.
103.	В генератор системы «вода на карбид» подают технический карбид кальция, в котором массовая доля оксида кальция равна 20%', а доля карбида кальция 70%, и воду в массовом соотношении 1 : 1,35. Определить производительность генератора по ацетилену, если на испарение избытка воды расходуется 900 кВт теплоты. Скрытая теплота парообразования воды 2289 кДж/кг.
104.	В генератор системы «карбид в воду» при 15 °C подают воду и 580 кг технического карбида кальция в час. Массовая доля СаС2 в карбиде кальция равна 75%' За счет химических реакций выделяется 6240 кДж теплоты (в расчете на 1 м3 образующегося ацетилена). Определить массовый расход воды на снятие выделяющейся теплоты и массовое соотношение воды и технического карбида, если на нагревание 1 кг воды (с 15 до 70 °C) расходуется 231 кДж теплоты, а на химическое взаимодействие с 1 кг технического карбида кальция затрачивается 0,47 кт воды.
Производство ацетилена электрокрекингом и пиролизом. Эти методы получения ацетилена основаны на реакциях разложения углеводородов*
2СН4^С2Н24-ЗН2
СгНб С2Н2 -J- 2Н2 2С3Н8 X ЗС2Н2 + 5Н2
—А#298 = — 376 кДж/моль
—A/7ggg = — 311 кДж/моль
—А#298 = — 297 кДж/моль
протекающих при 1200—1500 °C в течение 0,0005—0,02 с. В качестве основных аппаратов используют регенеративные печи, реакторы электрокрекинга, пиролизные ле чи в потоке гомогенного теплоносителя.
Пример. Производительность реактора электрокрекинга метана равна 650 кг ацетилена в час. Пиролиз ведут при 1600 °C л 0,18 МПа; степень конверсии метана 55%; селективность по ацетилену 72%. Определить размеры реакционной камеры, если время реакции равно 0,00.1 с, а линейная скорость газов в камере состав 42
лист 835 м/с. Коэффициент увеличения объема газов принять равным 1,4.
Решение. Уравнение реакции:
2СН4-----С2Н2 + ЗН2
2-22,4м5	26 кг 3-2 кг
Объемный расход метана с учетом степени конверсии и селективности по ацетилену:
2 • 22-, 4 - 650
26 • 0,55 • 0,72
= 2828,3 м8/ч
Объемный расход метана в условиях пиролиза: 0,1013-2828,3-1873	,,
—------------------= 10780 м8/ч
0,18 • 273
Объемный расход газов в реакционной камере с учетом увеличения объема тазов при пиролизе:
10780  1,4 = 15092 м8/ч или 4,19 м8/с
Объем реакционной камеры:
4,19 • 0,001 = 0,00419 м3
11лощадь поперечного сечения реакционной камеры:
4,19 : 835 = 0,00502 м2
Диаметр реакционной камеры:
ун0,00502 : 0,785 = 0,08 м
Высота реакционной камеры:
0,00419 : 0,00502 = 0,83 м или 835 - 0,001 = 0,83 м
Задачи
105.	Степень конверсии метана в регенеративной печи 55%; селективность по ацетилену 20%. Определить объемный расход водяного пара и природного газа, в котором объемная доля метана равна 95%', для производства 100 т ацетилена в сутки в регенеративной печи, если объемное соотношение водяного пара и природного газа равно 2,2 : 1.
106.	В регенеративную печь подают пропан и водяной пар в массовом соотношении 1 :4. Производительность печи 15 т ацетилена в час; степень конверсии пропана 60%; селективность по ацетилену 35%. Определить суммарный объем реакционных каналов, если время контакта газов равно 0,01 с.
107.	Объемный расход пропана для пиролиза в регенеративной печи 40 000 м3/ч; выход ацетилена 20% в расчете на исходный пропан. Определить съем ацетилена с 1 м3 реакционного пространства в час. если диа-
43
SP3o?b"a4“°MW “ ’ИСЛ0 86M “ "”"а
108.	Расход .природного газа, в котором объемная доля метана равна 96%', для процесса электрокрекинга составляет 2400 м3/ч. Степень конверсии метана 60% объ™ВНОСТЬ П° ацетиленУ 75 % • Определить часовую объемную производительность реактора по ацетилену п суточный расход электроэнергии, если удельный расход энергии равен 10250 кВт-ч на I т ацетилена. Р
1ОУ. Потребляемая мощность реактора электрокрекинга метана равна 7200 кВт, причем 40% теплоты затрачивается на образование ацетилена. Выход ацетилена в расчете на исходное сырье 45%; теплота образования ацетилена 376 кДж/моль. Определить часовой объ-мныи расход природного газа, в котором объемная доля метана равна 98%.	Д
НО. Реакционная камера печи электрокрекинга имеет длину 1,5 м и диаметр 70 мм. Время пребывания газов в камере 0,002 с. Определить часовую массовую производительность реактора по ацетилену, если объемная доля ацетилена в получаемом газе равна 14,1%.
Производство ацетилена окислительным пиролизом углеводородов. При окислительном пиролизе теплоту необходимую для термического разложения метана (этана, пропана, газового бензина или других углеводородов), подводят путем нагревания исходных газов и в результате сжигания части метана непосредственно в реакционном объеме. Температура окислительного пиролиза 1300—1500 °C; оптимальное объемное соотноше-Л П9 кислорода и--метана равно (0,58-Т0,65) : 1; давление зоне П009Плл1ВреМ^ пРе€ыван11Я газов в реакционной IZ 9R ’ qko70,0 с’ Селективность процесса по ацетилену zo do /0 при степени конверсии метана 90—95%'. Процесс осуществляют в одно- или многоканальных реакторах. Скорость газовых потоков в реакционной зоне одноканальных реакторов равна 100—350 м/с, в многоканальных 10—50 м/с.
Пример. Степень конверсии метана в одноканальном реакторе ОЩт7п^ЬН0Г0 П11ролпза 91%, селективность по- ацетилену 33% «б-ьемное соотношение метана и кислорода в исходной газовой сме-°’64’ коэФФПЦ11ент увеличения объема газов при пиролизе 6 4 п₽яР™ИТЬ Вре“Я пребыван115Г ^зовой смеси в реакционной камере реактора, имеющего- производительность 1,2 т ацетилена в час при ^орости смеси в камере .300 м/с, если соотношение высоты ка’меоы и ее диаметра равно- t>: 1.
44
Решение. Уравнение реакции пиролиза:
2СН4-----► С2Н2 + 2Н2
2-22,4 м’ 26 кг 2 - 2 кг
опьемный расход метана с учетом степени конверсии и селектив-пн1 г и:
1200  2  22Л_ = б885>4 мз/ч
26 • 0,91 • 0,33
Объемный расход кислорода:
6885,4 • 0,64 = 4406,7 м3/ч
объемный расход газовой смеси (с учетом коэффициента увеличения объема газов):
(6885,4 4-4406,7) 6,4 = 77269,4 м3/ч или 20,07 м-/с
Площадь -сечения реакционной камеры.
20,07 : 300 = 0,067 м2
Диаметр реакционной камеры:
У 0.067 : 0,785 = 0,29 м
Время пребывания газовой смеси в реакционной камере:
5 . О 29	'-f'"''
° V’ __ о,оо48 с
300
Задачи
111. Производительность одноканального реактора окислительного пиролиза метана равна 1250 кг ацетилена в час; степень конверсии метана 95%; селективность по ацетилену 34%. Определить объемные часовые расходы метана и технического кислорода, в котором объемная доля кислорода равна 97%, если объемное соотношение кислорода и метана равно 0,62 : 1.
(,	112. Производительность одноканального реактора
окислительного пиролиза метана равна 12 200 м3 газа в час; объемная доля ацетилена в газе 8,5 /о. степень конверсии метана 92%, селективность по ацетилену 33 Л, объемное соотношение метана и кислорода в исходной газовой смеси 61 : 39. Определить объемные расходы кислорода и природного газа, в котором объемная доля метана равна 96 %.	,	,
113.	В одноканальный реактор получения ацетилена окислительным пиролизом метана подают в час 650 м природного газа (в котором объемная доля метана равна 98%) и кислород, причем объемное соотношение метана й кислорода равно 1 :0,65. Определить расход кислорода и производительность реактора по ацетилену, ес-45
ли выход ацетилена в расчете на поданный метан составляет 30%.
114.	Производительность одноканального реактора окислительного пиролиза метана равна 1 т ацетилена в час. Объемное соотношение метана и кислорода ® газовой смеси равно 1 :0,6; степень конверсии метана 90%; селективность по ацетилену 35%'. Определить диаметр и высоту реакционной камеры при времени пребывания в ней газовой смеси 0,004 с, средней скорости газовой смеси 300 м/с и коэффициенте увеличения объема газов 6,4.
115.	В одноканальный реактор окислительного пиролиза метана подают в час 6000 м3 природного газа, в котором объемная доля метана равна 96%, и кислород в объемном соотношении к метану 0,6 : 1. Коэффициент увеличения объема газов 7,5; время пребывания газов в реакционной зоне 0,004 с. Определить скорость газовой смеси и высоту реакционной зоны с размерами прямоугольного сечения 160 и 850.мм.
116.	На установку окислительного пиролиза подают в час 3700 м3 технического кислорода, в котором объемная доля кислорода равна 96%, и природный газ, в котором объемная доля метана равна 97%. Объемное соотношение кислорода и метана 0,626: 1; степень конверсии метана 92%; селективность по ацетилену 33%. Определить часовой объемный расход природного газа и часовую массовую производительность установки по ацетилену.
117.	Объемный расход кислорода в многоканальном реакторе окислительного пиролиза метана равен 1000 м3/ч; метан подают в объемном соотношении к кислороду 1,6:1. Определить производительность реактора по ацетилену, если степень конверсии метана равна 91%, а селективность по ацетилену 35%.
118.	В многоканальный реактор окислительного пиролиза подают в час 1700 м3 природного газа, в котором, объемная доля метана равна 98%. Степень конверсии метана 90%, селективность по ацетилену 34%'. Определить площадь необходимой поверхности горения метана, если производительность 1 м2 этой поверхности равна 3,3 т ацетилена в час.
119.	Диаметр реакционной зоны многоканального реактора окислительного пиролиза 700 мм; ее высота 50 мм. Время пребывания газовой смеси в реакционной
юне 0,004 с, объемное соотношение метана и кислорода н исходной смеси равно 1,55 : 1, коэффициент увеличения ин.ема газов при пиролизе 6,4. Определить производи-н лыюсть реактора по ацетилену, если выход ацетилена [hihcii 30% в расчете на исходный метан.
120.	Производительность многоканального реактора пн целительного пиролиза равна 300 кг ацетилена в час, выход ацетилена в расчете на исходный метан 31%; оОьсмное соотношение метана и кислорода в исходной смеси 1:0,63. Определить диаметр реакционной зоны, гели скорость газовой смеси равна 20 м/с, а коэффициент увеличения объема газов составляет 10,7.
121.	Производительность многоканального реактора окислительного пиролиза равна 350 кг ацетилена в час, степень конверсии метана 95%, селективность по ацети-iriiy 35%. Объемное соотношение метана и кислорода и исходной смеси 1 :0,65, коэффициент увеличения объема газов 7,2. Определить время пребывания газов в реакционной камере, если скорость газовой смеси равна 17 м/с, а соотношение высоты и диаметра камеры равно 0,7: 1.
ПРОЦЕССЫ ДЕГИДРИРОВАНИЯ УГЛЕВОДОРОДОВ
Производство олефинов
Этилен получают в промышленности пиролизом углеводородного сырья — этана, пропана и бутана, содержащихся в попутных газах нефтедобычи, а также бензинов, и пиролизом рафината каталитического риформинга. Выход этилена составляет 20—50%' и зависит от средней молекулярной массы и состава сырья. Процесс проводят преимущественно >в трубчатых пиролизных реакторах с радиантными трубами. Время контакта углеводородов 0,6—1,1 с, температура 700—870°С (в зависимости от перерабатываемого сырья).
Процессы пиролиза всех видов сырья являются также источником получения пропилена, выход которого составляет 13—18%, и других олефинов.
Пример 1. Производительность трубчатого реактора 5000 кг этилена в час, степень конверсии этана 78,1%, селективность по этилену 70%. Определить площадь поверхности теплообмена труб радиантной секции, если удельный расход этана на 1 м2 поверхности равен 40 кг/ч.
47
Решение. Уравнение реакции:
СН3 - СН3 СН2 = СН2 + н2
30 кг	28 кг	2 кг
Массовый расход этана для 'получения 5000 кг этилена в час (г учетом степени конверсии и селективности):
5000  30
--------------= 9800 кг/ч 28 - 0,781-0,7
Площадь поверхности теплообмена труб радиантной секции: .	9800 : 40= 245 м2
Пример 2. Производительность трубчатого двухпоточного ре актора 5 т этилена в час. Этан поступает на пиролиз в смеси с во дяным паром .в мольном соотношении 7:1. Определить массовую скорость паро-газовой •смеси в трубах, если диаметр трубы змееви ка 124 мм, а выход этилена 54% в расчете на исходный этан.
Решение. Уравнение реакции:
CHS — СН8 СН2 = СН2 + Н2
30 кг	28 кг 2кг
Массовый расход этана для получения 5000 кг этилена в час (с учетом 54 %-.него выхода):
5000  30 ----------- = 9920,6 кг/ч 28  0,54
Массовый расход водяного пара:
Массовый .расход паро-газовой смеси на входе в реактор:
9920,6-|-850,4 = 10771 кг/ч или 3,0 кг/с
Массовый расход паро-газовой смеси в расчете на >1 поток на входе в реактор:
3,0 : 2 — 1,5 кг/с
Площадь поперечного сечения трубы змеевика:
0,785 (0,124)2 = 0,012 м2
Массовая скорость паро-газовой смеси в трубах:
1,5 : 0,012 = 125 кг/(м2 - с)
Задачи
122.	В трубчатый реактор поступает в час 10,6 т смеси этана с водяным паром. Съем этилена с 1 м2 площади поверхности труб радиантной секции равен 23,6 кг в час, массовая доля водяного пара 42%' от расхода этана. Определить площадь поверхности теплообмена труб радиантной секции, если степень конверсии этана равна 77,5%, а селективность по этилену 69,2%.
48
123.	В трубчатый реактор поступает в час 10,4 т смеси этана с водяным паром в мольном соотношении 1.5:1. Съем этилена с 1 м2 площади поверхности труб радиантной секции 23,4 кг/ч. Определить площадь по-перхности теплообмена труб радиантной секции, если степень конверсии этана равна 76,8%, а селективность ш> этилену 69,4%'.
124.	Площадь поверхности теплообмена труб радиантной секции пиролизного реактора равна 158 м2. Определить съем этилена с 1 м2 площади поверхности, если в реактор поступает в час 10,5 т смеси этана с водяным паром, массовая доля водяного пара равна 46%' от расхода этана, а выход этилена составляет 54,2% в расчете на исходный этан.
125.	Съем этилена с 1 м2 площади поверхности труб радиантной секции равен 25 кг в час, степень конверсии >тана 77%, селективность по этилену 70%/. Определить массовый расход паро-газовой смеси, если площадь поверхности теплообмена труб равна 158 м2, а мольное соотношение этана и водяного пара равно 1,6 : 1.
126.	В трубчатый реактор поступает в час 8000 м3 смеси этана с водяным паром в мольном соотношении 1,4: 1. Тепловая напряженность 1 м2 площади поверхности труб радиантной секции 46 кВт, расход передаваемой теплоты 8900 кДж на 1 кт образующегося этилена. Определить площадь поверхности теплообмена труб радиантной секции, если степень конверсии этана равна /6%, а селективность по этилену 69%’-
127.	Производительность трубчатого двухпоточного реактора 3700 кг этилена в час. Этан поступает на пиролиз в смеси с водяным паром, массовая доля которого раина 41%'. Определить внутренний диаметр трубы, если массовая скорость паро-газовой смеси в сечении трубы равна 120 кг/(м2-с), степень конверсии этана 76%, а селективность по этилену 70%'.
128.	Внутренний диаметр трубы двухпоточного реак-।ора равен 124 мм, массовая скорость паро-газовой смеси в сечении трубы 125 кг/(м2-с). На пиролиз подают иди в смеси с водяным паром в мюльном соотношении 1.4 : 1. Определить производительность реактора по этилену, если выход этилена составляет 55% в расчете на исходный этан.
129.	В трубчатый реактор с внутренним диаметром |рубы змеевика 124 мм двумя потоками поступает этан
49
в смеси с водяным паром в массовом соотношении 1,8: 1. Определить производительность реактора по этилену, если степень конверсии этана равна 77,5%', селективность по этилену 71,3%, а массовая скорость паро-газовой смеси в трубах 125 кг/(м2-с).
130.	В трубчатый реактор с внутренним диаметром трубы змеевика 124 мм двумя потоками поступает этан в смеси с водяным паром в мольном соотношении 1,6: 1. Производительность реактора 3800 кг этилена в час. Определить массовую скорость паро-газовой смеси в сечении трубы, если степень конверсии этана равна 76%; а селективность по этилену 70,6%.
131.	Производительность трубчатого реактора 6000 кг этилена в час. Радиантная секция состоит из 40 труб длиной 18 м каждая; удельный расход этана 40 кг/ч на 1 м2 поверхности радиантных труб. Определить диаметр труб радиантной секции, если степень конверсии этана равна 77,5%, а селективность по этилену 68,4%.
Пример 3. Производительность четырехпоточного реактора по пропилену 1350 кг в час, исходное сырье (пропан и водяной пар) подают в массовом соотношении 1 : 1,5, тепловая напряженность 1 м2 площади поверхности радиантных труб 92 кВт, количество передаваемой теплоты 3280 кДж на 1 кг поступающей смеси. Определить длину труб радиантной секции -одного потока, если диаметр трубы равен 102 -мм, а степень конверсии пропана в пропилен составляет 19%.
Решение. Уравнение реакции:
ОзНК СдНд -ф Н2
44 кг 42 кг 2 кг
Массовый расход пропана по- этой реакции:
1350  44 ----------- =1414,29 кг/ч
42
Массовый расход пропана с учетом степени конверсии:
1414 -100	„ „
----—------ =7443,63 кг/ч
Ж*
Массовый расход смеси пропана с водяным паром:
7443,63  2,5= 18609 кг/ч
Массовый расход смеси на один поток:
18609 : 4 = 4652,25 кг/ч
Расход теплоты (исходя из условий процесса):
4652,25 • 3280	„
-------------=: 4238 кВт
3600
Необходимая площадь поверхности теплообмена:
4238 : 92 = 46 м2
Длина труб радиантной секции определяется по формуле F=itdl: F	46
/ = —- =—----------------- 144 м
3,14-0,102
Задачи
132.	Производительность четырехпоточного реактора по пропилену составляет 1370 кг/ч, исходное сырье (пропан и водяной пар) подают в массовом соотношении I : 1,62. Тепловая напряженность 1 м2 площади поверхности радиантных труб 94 кВт, количество передаваемой теплоты 2280 кДж на 1 кг поступающей смеси. Определить длину труб радиантной секции одного потока, гели диаметр трубы равен 72 мм, а степень конверсии пропана в пропилен составляет 18,7%.
133.	Производительность четырехпоточнопо реактора по пропилену составляет 1360 кг/ч, исходное сырье (пропан и водяной пар) подают в массовом соотношении I : 1,43. Степень конверсии пропана в пропилен составляет 18,4%, общая длина труб 580 м, тепловая напряженность 1 м2 площади поверхности радиантных труб МВ кВт, количество передаваемой теплоты 3800 кДж на I кг поступающей смеси. Определить диаметр труб ра-щантной секции одного потока.
134.	Производительность четырехпоточного реактора но пропилену составляет 1330 кг/ч, исходное сырье (пропал и водяной пар) подают в массовом соотношении 1 : 1,52. Степень конверсии пропана в пропилен составляет 18%, общая длина труб 592 м, тепловая напряженность 1 м2 площади поверхности радиантных труб •К) кВт, количество передаваемой теплоты 2840 кДж на I кг поступающей смеси. Определить диаметр труб pain антной секции одного потока.
135.	Производительность четырехпоточного реактора но пропилену 1350 кг/ч, исходное сырье (пропан и во-чяпой пар) подают в массовом соотношении 1 : 1,5. Степень конверсии пропана в пропилен составляет 19%, общая длина труб 576 м, тепловая напряженность 1 м2 площади поверхности радиантных труб 92 кВт, количе-шво передаваемой теплоты 3280 кДж на 1 кг исходной 1 меси. Определить диаметр труб радиантной секции одного потока.
50
51
136.	Производительность двухпоточной трубчатой печи, работающей в «пропиленовом» режиме, составляет 1430 кг пропилена в час. Определить диаметр труб печи и массовый расход бутано-паро-водяной смеси для получения '.пропилена, если количество водяного пара составляет 50% от исходного бутана, степень конверсии бутана равна 75%, селективность по пропилену 27,2%, а массовая скорость бутано-паро-водяной смеси в трубах реактора равна 153 кг/(м2-с).
137.	Производительность двухпоточной трубчатой печи, работающей в «пропиленовом» режиме, составляет 1460 кг пропилена в час. Определить диаметр труб печи и массовый расход пропано-паро-водяной смеси, если количество водяного пара, подаваемого в процесс, составляет 15% от массы пропана, степень конверсии пропана равна 70%), селективность по пропилену 27,7%), а массовая скорость пропано-паро-водяной смеси 193 кг/(м2-с).
138.	В трубчатую печь, работающую в «пропиленовом» режиме, двумя потоками поступает в час 5400 кг пропановой фракции, массовая доля пропана в которой равна 90%). Степень конверсии пропана 75%, селективность по этилену 35,8%)', а по пропилену 27,7%. Определить расход теплоты, необходимой для компенсации эндотермического эффекта реакций дегидрирования пропана (65 кДж на 1 моль этилена) и его деструкции (117 кДж на 1 моль пропилена).
139.	По энергии разрыва связей С—Н, С—С, С = С и Н—Н определить тепловые эффекты реакций:
1)	С3Н8 - С2Н4 + СН4	3) С4Н10 -> 2С2Н4 + н2
2)	С3Н8С8Н6 + Н2	4) С4Н10 -> С3Н6 4- СН4
Энергия разрыва связей равна 412 кДж/моль для С—Н, 339 кДж/моль для С—С, 613 кДж/моль для С=С и 433 кДж/моль для Н—Н.
140.	В трубчатую печь, работающую в «пропиленовом» режиме, двумя потоками поступает 7900 кг бутане вой. фракции в час. Степень конверсии бутана 92%; селективность по этилену 30,8%), а по пропилену 27,7% Определить расход теплоты, необходимой для компенса ции эндотермического эффекта реакций деструкци-i (<7=65 кДж на 1 моль С3Н6) и дегидрирования бутан; (<7=182 кДж на 1 моль С2Н4).
52
141.	В трубчатую печь поступает 115 тыс. м3 пропана в час. Определить часовой объемный расход топливного газа на компенсацию эндотермического эффекта дегидрирования (117 кДж/моль), если степень конверсии пропана равна 70%, селективность по пропилену 27,5%, а теплота сгорания топливного газа 33 000 кДж/м3.
Производство бутадиена-1,3 и изопрена
Дегидрирование соответствующих парафиновых углеводородов до бутадиена-1,3 и изопрена получило очень большое развитие, так как этот процесс позволяет получить исходное сырье для синтетического каучука. Дегидрирование н-бутана, изобутана и изопентана по условиям термодинамики нужно проводить при высокой температуре (500—600 °C) в присутствии оксидных катали-шторов.
Из различных методов получения бутадиена-1,3 техническое значение имеют:
1)	комплексная переработка бутан-бутеновых фракций после пиролиза нефтепродуктов, включающая извлечение бутадиена-1,3, выделение изобутена и дегидрирование н-бутенов в бутадиен:
С4Н8^С4Н6
-н,
2)	дегидрирование н-бутана через промежуточную стадию образования бутенов:
С4Н10 С4Н8 С4Н8
—Из	—Н2
3)	метод И. И. Остромысленского:
+сн,—сн,он	-| нь
СН3 — СНО------------ CHS — СН (ОН) — СН2 — СНО—-
-Hs
- СН3 — СН (ОН) — СН2 —СН2ОН   СН2 = СН — СН = сн2
—2НгО
4)	метод Реппе:
+2Н, СН = СН 2НСНО - СН2 (ОН) — С = С — СН2ОН---
- НОСН2 — СН2 — СН2 — СН2 (ОН)-СН2 = СН — СН=СН2
—2НгО
5)	метод С. В. Лебедева:
2С2Н5ОН - СН2 = СН — СН = СН2 + 2НгО + Нг
53
Массовый расход изобутана по этой реакции:
Для получения синтетического каучука более ценным сырьем является изопрен СНг = С(СН3)—СН = СНг, который можно получить следующими методами: дегидрированием изопентана или 'изопентенов:
СН8 — СН (СН8) — сн2 = сн8---» С6Н10 -*
-иг
- СН2=С(СН3)—сн=сн2
окислением изопентана, синтезом по А. Е. Фаворскому, синтезом из метилэтилкетона и формальдегида, синтезом из изобутена и формальдегида по реакции Принса.
В зависимости от способа получения диенов в промышленности используют реакторы со стационарным или с псевдоожиженным слоем катализатора.
Пример 1. Производительность установки одностадийного дегидрирования //-бутана в бутаднен-1,3 составляет 3000 кг/ч. Определить объем контактной массы, если объемная скорость паров «-бутана составляет 250 ч *, объемное соотношение катализатора и теплоносителя равно 1:2,2, степень конверсии н-бутана 20%, а селективность по бутадиену 54,5%.
Решение. Уравнение реакции:
С4Н1П-Д С4Н6+2Н2 22,4 м3 54 кг
Объемный расход //.-бутана по этой реакции:
3000 -22,4 -----------= 1244,44 м3/ч 54
Объемный расход н-бутана с учетом 20%-ной степени конверсии;
1244,44 : 0,2 = 6222,2 м8/ч
Объемный расход н-бутана с учетом 54,5%-яой селективности:
6222,2 : 0,545 н 11417 м3/ч
Объем катализатора в реакторе:
11417 : 250 = 45,67 м3
Объем контактной массы:
45,67 (1 +2,2) = 146 м8
Пример 2. На установке каталитического' дегидрирования изобутана с псевдоожиженным слоем катализатора получено 12920 кг изобутена в час. Определить диаметр и высоту реактора, если степень конверсии изобутана равна 40%, селективность по изобутену 75,8%, объемная скорость паров изобутана 436 ч-1, плотность паров изобутана в условиях процесса 2,59' кг/м3, насыпная плотность катализатора 800 кг/м8, плотность псевдоожиженного слоя 400 кг/м3, соотношение Н/D равно 1,4, высота отстойной зоны 4,5 м.
Решение. Уравнение реакции:
изо - С4Н10 изо - С4Н8 + Н2
58 кг	56 кг 2 кг
58 • 12920
56
= 13381 кг/ч
Массовый расход изобутана с учетом 40%-ной степени конверсии:
13381  100
40
= 33453 кг/ч
Массовый расход изобутана с учетом 75,8%-ной селективности:
33453 • 100
------------= 44134 кг/ч
Объем катализатора:
У fea r —
Объем псевдоожиженного слоя:
44134
39,08 • 800
400
= 78,16 м3
Учитывая что £//£>=1,4, диаметр реактора:
Упс	78,16 ~
0,785 • 1,4 V 0,785 - 1,4 ~ ’ 5 “
Высота псевдоожиженного слоя:
Яс =4,15 • 1,4 = 5,81 м
Общая высота реактора равна высоте псевдоожиженного слоя и отстойной зоны:
Задачи
И = 5,81 +4,5 = 10,31 м
142.	Производительность установки одностадийного дегидрирования «-бутана составляет 2900 кг бутадиена и час. Определить объем контактной массы, если объемная скорость паров н-бутана равна 270 ч-1, объемное соотношение катализатора и теплоносителя 'равно 1:2,1, степень конверсии н-бутана 22%, селективность по бутадиену 54,3 %‘-
143.	Производительность установки одностадийного дегидрирования н-бутана составляет 2750 кг/ч. Определить объем контактной массы, если объемная скорость паров н-бутана равна 280 ч_|, объемное соотношение катализатора и теплоносителя равно 1 :2,3, степень конверсии н-бутана 24%, селективность по бутадиену 54,8 %'•
144.	'Производительность установки одностадийного дегидрирования н-бутана составляет 3400 кг бутадиена
55
54
в час. Определить объем контактной массы, если объемная скорость паров «-бутана равна 300 ч-1, объемное соотношение катализатора и теплоносителя равно 1 :2,4, степень конверсии н-бутана 30%, селективность по бутадиену 55%.
145.	Определить объемную скорость паров н-бутана в реакторе одностадийного дегидрирования н-бутана в бутадиен, если производительность установки равна 3000 кг бутадиена в час, объем катализатора равен 45,7 м3, степень конверсии н-бутана 20%, селективность по бутадиену 54,5 %.
146.	Определить объемную скорость паров н-бутана в реакторе одностадийного дегидрирования н-бутана в бутадиен, если производительность установки равна 3400 кг бутадиена в час, объем катализатора равен 29,9 м3, степень конверсии н-бутана 30%', селективность по бутадиену 55%.
147.	На установке каталитического дегидрирования с псевдоожиженным слоем катализатора перерабатывают 46 500 кг изобутана в час. Определить диаметр и высоту реактора, если объемная скорость паров равна 460 ч-1, плотность паров изобутана в условиях процесса 2,59 кг/м3, насыпная плотность катализатора 800 кг/м3, плотность псевдоожиженного слоя 400 кг/м3. Высоту отстойной зоны принять равной 4,5 м. Отношение H/D равно 1,4.
148.	На установке каталитического дегидрирования изобутана с псевдоожиженным слоем катализатора получают 13 787 кг изобутена в час. Определить диаметр и высоту реактора, если степень конверсии изобутана равна 41%, селективность по изобутену 75,4%', объемная скорость паров изобутана 444 ч-1, плотность паров изобутана 2,59 кг/м3, насыпная плотность катализатора 800 кг/м3, плотность псевдоожиженного слоя 400 кг/м3, отношение H/D равно 1,4. Высоту отстойной зоны принять равной 4,5 м.
149.	На установке каталитического дегидрирования изобутана, с псевдоожиженным слоем катализатора получают 13 840 кг изобутена в час. Определить диаметр и высоту реактора, если степень конверсии изобутана равна 40,6%, селективность по изобутену 76,2%, объемная скорость паров изобутана 443 ч"1, плотность паров изобутана 2,59 кг/м3, насыпная плотность катализатора 56
800 кг/м3, плотность псевдоожиженного слоя 400 кг/м3, отношение H/D равно 1,4. Высоту отстойной зоны принять равной 4,5 м.
150.	На установке каталитического дегидрирования п.юбутана с псевдоожиженным слоем катализатора получают 13 920 кг изобутена в час. Определить диаметр и высоту реактора, если степень конверсии изобутана равна 40,8%, селективность по изобутену 75,5%, объемная скорость паров изобутана 471 ч-1, плотность паров п.юбутана 2,59 кг/м3, насыпная плотность катализатора 800 кг/м3, плотность псевдоожиженного слоя 400 кг/м3, отношение H/D равно 1,4.
151.	В адиабатическом реакторе дегидрированием изопентенов получают 3500 кг .изопрена в час. Определить массу катализатора в реакторе, если степень конверсии изопентенов равна 41%, селективность по изопрену 75,3%', а производительность 1 т катализатора составляет 620 кг изопентенов в час.
152.	В адиабатическом реакторе дегидрированием изопентенов производят 3580 кг изопрена в час. Определить массу катализатора в реакторе, если степень кон-персии изопентенов равна 40,5%; селективность по изопрену равна 76%, а производительность 1 т катализатора составляет 625 кг изопентенов в час.
153.	В шаровом реакторе на стационарном слое катализатора проводят дегидрирование изопентенов до и юпрена. Расход теплоты для компенсации эндотермического эффекта реакции дегидрирования составляет 1820 кВт. Определить массу катализатора в реакторе, если тепловой эффект реакции дегидрирования равен 1870 кДж на 1 кг изопрена, степень конверсии изопенте-||<>н равна 40,5%, селективность по изопрену 76%, производительность 1 т катализатора составляет 620 кг изо-пентена в час.
154.	В шаровом реакторе на стационарном слое ка-|.1лизатора проводят дегидрирование изопентенов до н юпрена. Расход теплоты для компенсации эндотермического эффекта реакции дегидрирования составляет 1845 кВт. Определить массу катализатора в реакторе, сели тепловой эффект реакции дегидрирования равен 1870 кДж на 1 кг изопрена, степень конверсии изопен-ч-пов равна 41%, селективность по изопрену 75,8%, производительность 1 т катализатора составляет 623 кг И io пентенов в ч^с,
57
155.	В шаровом реакторе на стационарном слое катализатора проводят дегидрирование изопентенов до изопрена. Определить часовой объемный расход топливного газа для компенсации эндотермического эффекта реакции дегидрирования, если на установку подают 40210 кг изопентенов в час, степень конверсии изопентенов равна 40,8%, селективность по изопрену 75,3%', теплота сгорания газа 33 000 кДж/м3, тепловой эффект реакции дегидрирования 1870 кДж на 1 кг изопрена.
156.	В шаровом реакторе на стационарном слое катализатора подвергают дегидрированию 43 280 кг изопентенов до изопрена в1 час. Определить часовой объемный расход топливного газа для компенсации эндотермического эффекта реакции дегидрирования, если степень конверсии изопентенов 39,7%', селективность по изопрену 75,6%, теплота сгорания газа 33 000 кДж/м3, тепловой эффект реакции дегидрирования 1870 кДж на 1 кг изопрена.
157.	Определить часовые массовые расходы технического изобутена (массовая доля изобутена 98%) и формалина (массовая доля формальдегида 37%) для получения в час 23 610 кг диметилдиоксана по реакции Принса. Степень конверсии изобутена равна 90%', селективность по диметилди оксану 68%, мольное соотношение изобутена и формальдегида равно 1 :2,1.
158.	Определить часовые массовые расходы изобутеновой фракции (массовая доля изобутена 90%) и формалина (массовая доля формальдегида 37%) для получения в час 23 540 кг диметилдиоксана по реакции Принса. Степень конверсии изобутена равна 96%, селективность по диметилдиоксану 83%, мольное соотношение изобутена и формальдегида равно 1 : 2,1.
159.	В адиабатический реактор для разложения диметилдиоксана до изопрена поступает в час 11 700 кг диметилдиоксана. Определить часовую производительность по изопрену, если степень конверсии диметилдиоксана равна 90%), а селективность по изопрену 84%'. Определить также массовый расход водяного пара, если массовое соотношение диметилдиоксана и пара составляет 1 :2.
160.	В адиабатический реактор для разложения диметилдиоксана до изопрена поступает в час 11810 кг диметилдиоксана. Определить часовую производительность по изопрену, если степень конверсии днметиллиок-58
Сййа равна 85%, а Селективность по изопрену 82%'. OiP ределить также массовый расход водяного пара, если массовое соотношение диметилдиоксана и пара составляет 1 :2.
161.	Одностадийное дегидрирование изопентана осуществляют в реакторе со стационарным слоем алюмо7 хромового катализатора производительностью 3750 кг изопрена в час. Определить также массовый расход бутан-изопентановой фракции, массовая доля изопентана и которой равна 75%, при степени конверсии изопентана 33%' и селективности по изопрену 58%.
Производство стирола и его гомологов
Основными промышленными методами получения стирола, а-мети л стирол а и дивинилбензола остаются процессы газофазного каталитического дегидрирования ал-килбензолов — этилбензола, изопропилбензола и диэтилбензолов.
По технико-экономическим показателям производст-по стирола каталитическим газофазным дегидрированием этилбензола наиболее выгодно, и этот процесс является определяющим, хотя существуют и иные способы получения стирола. Дегидрирование осуществляют при 590—630 °C в присутствии водяного пара.
Тепловой эффект эндотермической реакции равен 125,6 кДж/моль. Процесс можно проводить в изотермических или адиабатических шахтных реакторах на стационарном слое катализатора. Степень конверсии нилбензола за один проход через катализатор равна 10—60%, селективность процесса по стиролу 85—89%. Расход водяного пара зависит от конструкции реактора п составляет 1,8—3 т на 1 т этилбензола.
Дегидрирование изопропилбензола до а-метилстиро-,'ia проводят при 580°С аналогично дегидрированию нилбензола. Тепловой эффект равен 121 кДж/моль. Степень конверсии изопропилбензола за один проход 15—60%', селективность процесса по а-метил стирол у 82—86%.'
Дивинил бензол получают каталитическим газофазным дегидрированием диэтилбензола (смесь изомеров) при 625—670°C. Степень конверсии диэтилбензола за один проход через катализатор 40%о, селективность процесса по дивинилбензолу 90—95%'. Расход водяного пара 3 т на 1 т диэтилбензола.
59
Пример. Дегидрирование этилбензола проводят в адиабатическом двухступенчатом реакторе производительностью 15625 кг стирола в час. В каждой ступени реактора объем катализатора одинаков, что обеспечивается равной высотой его слоя (1,5 м). При объемной скорости жидкого этилбензола 0,5 ч-1 степень его конверсии за один проход составляет 60%. Определить внутренний диаметр реактора, если селективность по стиролу равна 82,6% в расчете на разложенный этилбензол. Плотность жидкого этилбензола принять 867 кг/м3.
Решение. Уравнение реакции:
106 кг
104 кг
массовый теоретический
Расход этилбензола для обеспечения заданной производительности
15625 • 106 ----------- = 15925,5 кг/ч
104
15925,5 объемный фактический на входе-----——
867
100
60
100
X-------=35,52 м3/ч
86,2
Объем катализатора в обеих ступенях реактора: 35,52 : 0,5 = 71,04 м3
Внутренний диаметр реактора:
d =
____________= 55
0,785-1,5 -2
71,04
м
Задачи
162.	Стирол получают дегидрированием этилбензола в трубчатом ’изотермическом реакторе производительностью 315 кг стирола в час. В реакторе имеются 92 трубы внутренним диаметром 100 мм и длиной по 3 м. Определить степень конверсии этилбензола за один проход. Объемная скорость жидкого этилбензола 0,42 ч~1, его плотность 867 кг/м3, селективность по стиролу 85%'-
163.	На установку для производства стирола, включающую ряд параллельных трубчатых реакторов, поступает в час 10250 кг паро-сырьевой смеси с мольным соотношением водяной пар : этилбензол=8 : 1. Каждый реактор имеет 26 труб внутренним диаметром 185 мм и длиной по 3 м. Определить число реакторов, если производительность 1 м3 катализатора равна 138 кг стирола 60
в час, а степень конверсии этилбензола в стирол за один проход составляет 33,9%-
164.	Дегидрирование этилбензола до стирола проводят в шахтном адиабатическом реакторе внутренним диаметром 4,8 м. Высота слоя катализатора 3 м. В реактор поступает в час 100 500 кг паро-сырьевой смеси с мольным соотношением водяной пар : этилбензол = 17 : 1. Определить производительность 1 м3 катализатора, если степень конверсии этилбензола за один проход равна 40%; а селективность по стиролу 89%.
165.	Стирол получают дегидрированием этилбензола в двухступенчатом адиабатическом реакторе внутренним диаметром 5,5 м и высотой слоя катализатора в каждой ступени 1,55 м. В реактор поступает паро-сырьевая смесь с мольным соотношением водяной пар : этилбензол =18: 1. В этих условиях степень конверсии этилбензола за один проход составляет 59%, а селективность по стиролу 85%- Определить расход водяного пара на 1 т образующегося стирола, если объемная скорость жидкого этилбензола равна 0,49 ч-1, а его плотность 864 кг/м3.
166.	Стирол получают дегидрированием этилбензола в двухступенчатом адиабатическом реакторе, внутренний диаметр которого 5,5 м, а высота слоя катализатора в каждой ступени 1,55 м. Паро-сырьевая смесь поступает на дегидрирование с мольным соотношением водяной пар : этилбензол = 17,4 : 1. В этих условиях степень конверсии этилбензола за один проход составляет 60%. Определить суточный расход водяного пара, если селективность по стиролу равна 86,6%, а производительность 1 м3 катализатора составляет 212 кг стирола в час.
167.	В двухступенчатый адиабатический реактор на дегидрирование до стирола поступает в час 125 270 кг паро-сырьевой смеси с массовым соотношением водяной нар : этилбензол =3 : 1. После первой ступени контактный газ, массовая доля стирола в котором равна 6,4%, нагревают в межступенчатом подогревателе на 62 К перегретым водяным паром. Определить секундный расход пара, если степень конверсии этилбензола за один проход через катализатор в первой ступени реактора равна 30%, селективность процесса по стиролу 85,5%, удельная теплоемкость контактного газа 2,74 кДж/(кг-К). Энтальпия греющего пара в процессе теплообмена изменяется на 230 кДж/кг.
61
168.	Стирол получают дегидрированием этилбензола Ё двухступенчатом адиабатическом реакторе производительностью 15 400 кг стирола в час. В реактор поступает паро-газовая смесь с мольным соотношением водяной пар : этилбензол = 17,5 : 1. В этих условиях степень конверсии этилбензола за один проход равна 60%, а селективность процесса 86%. Определить разность температур между верхним и слоем катализатора в первой ступени реактора, если здесь образуется 48% всего получаемого стирола. Удельная теплоемкость паро-газовой смеси 2,45 кДж/(кг-К), тепловой эффект процесса 1185 кДж на 1 кг превращенного этилбензола. Теплопо-терями в реакторе пренебречь.
169.	Стирол получают дегидрированием этилбензола в двухступенчатом адиабатическом реакторе с радиальным вводом сырья. Производительность 540 т стирола в сутки. Катализатор в реакторе размещен в кольцевом зазоре между двумя коробками круглого сечения, вставленными друг в друга по типу «труба в трубе». Внутренний диаметр наружной коробки 3,1 м, наружный диаметр внутренней коробки 1,2 м. Определить высоту слоя катализатора в одной ступени реактора, если степень конверсии этилбензола за один проход составляет 60%, селективность процесса 85,5%, объемная скорость жидкого этилбензола в каждой 'Ступени 1 ч-1, а плотность этилбензола 864 кг/м3.
170.	Стирол получают дегидрированием этилбензола в двухступенчатом адиабатическом реакторе производительностью 15 600 кг стирола в час. В процессе дегидрирования выход стирола составляет 51% в расчете на пропущенный этилбензол. Перед поступлением в первую ступень реактора смешивают этилбензол с водяным паром, который вносит 55% общего количества 'теплоты, необходимой для нагревания этилбензола на 61 К для его испарения при 136,2 °C (теплота испарения 339 кДж/кг) и перегрева паров до 165°C. Определить площадь поверхности теплообмена испарителя, если удельная теплоемкость равна: для жидкого этилбензола 2 кДж/(кг-К), а для его перегретых паров 1,7 кДж/(кг-К). Коэффициент теплопередачи 59 Вт/(м2-К), средний температурный напор 61 К.
171.	В двухступенчатый адиабатический реактор для получения стирола в час поступает на дегидрирование 125 800 кг паро-этилбензольной смеси с массовым соот-62
ношением водяной пар : этилбензол = 3 : 1. В процессе дегидрирования при степени конверсии этилбензола за один проход, равной 59,5%, и селективности 86,5% образуется контактный газ, массовая доля стирола в котором равна 10,5%. Теплоту контактного газа используют в котле-утилизаторе, где вырабатывают водяной пар с давлением 0,65 МПа и теплотой парообразования 2066 кДж/кг. Определить суточное количество образующегося водяного пара, если контактный газ охлаждается на 415 К, а его средняя удельная теплоемкость равна 1,73 кДж/(кг-К).
Пример. В шахтный адиабатический реактор в час поступает на дегидрирование до а-метилстирола 6240 кг паро-изопропилбензоль-ной смеси с мольным соотношением водяной пар : изопропнлбен-эол= 17,6:1. В этих условиях степень конверсии изопропилбензола за один проход через катализатор равна 45%, а селективность по а-метилстиролу 83%. Определить число трубчатых изотермических реакторов, необходимых для обеспечения заданной производительности установки, если число труб в таком реакторе 26, длина трубы 3 м, внутренний диаметр ее 185 мм. Производительность I м3 катализатора принять равной 97 кг а-метилстирола в час.
Решение. Уравнение реакции:
гаокг
+ н2
2 кг
Количество изопропилбензола в паро-изопропилбензольной смеси:
(120 + 17,6 • 18)/V = 6240 /V = 14,29 кмоль/ч
где 120 .и 18 — молекулярная масса изопропилбензола и воды соответственно. Производительность шахтного реактора по а-метилсти-|юлу:
теоретическая 14,29  118= 1686 кг/ч
45 - 83
фактическая 1686 ---------= 630 кг/ч
100-100
Объем катализатора в трубах изотермического реактора:
VK = 0,785d2/ • п = 0,785 (0,185)2 3 -26 = 2,1 м3
Производительность реактора по а-метилстиролу:
97 2,1 =203,7 кг/ч
Число реакторов:
n = 630 : 203,7^3
Задачи
172.	Производительность установки, равная 3875 кг (/ метилстирола, получаемого дегидрированием изопро-
63
нилбензола в час, обеспечивается работой шести параллельных шахтных адиабатических реакторов с объемом катализатора в каждом 6,5 м3. Определить объемную скорость жидкого изопропилбензола на входе в реактор, если степень конверсии изопропилбензола равна 46%, селективность по а-метилстиролу 85%, плотность жидкого изопропилбензола 862 кг/м3.
173.	Производительность установки дегидрирования изопропилбензола, состоящей из нескольких параллельных шахтных адиабатических реакторов, составляет 4100 кг а-метилстирола в час. На установку при объемной скорости 0,3 ч-1 по жидкому изопропилбензолу поступает паро-изопропилбензольная смесь, массовая доля изопропилбензола в которой равна 25%. В этих условиях степень конверсии изопропилбензола за один проход равна 45,5%, а селективность процесса 84,4% по целевому продукту. Определить число реакторов для обеспечения заданной производительности, если внутренний диаметр реактора 2,6 м, высота слоя катализатора 1,13 м, а плотность жидкого изопропилбензола 862 кг/м3. Определить также часовую нагрузку каждого реактора по водяному пару.
174.	Производительность шахтного адиабатического реактора по а-метилстиролу, получаемому дегидрированием изопропилбензола, составляет 650 кг/ч. В реактор поступает паро-изопропилбензольная смесь с массовым соотношением водяной пар : изопропилбензол, равным 3,2: 1. В этих условиях селективность по а-метилстиролу равна 83,5%). Определить степень конверсии изопропилбензола за один проход через реактор, если тепловой эффект процесса равен 1010 кДж на 1 кг превращенного изопропилбензола, удельная теплоемкость паро-сырьевой смеси 2,85 кДж/(кг-К), а разность температур между верхним и нижним слоями катализатора в реакторе 38 К.
175.	Производительность шахтного адиабатического реактора для дегидрирования изопропилбензола составляет 680 кг а-метилстирола в час. Перед дегидрированием изопропилбензол испаряют, смешивают с водяным паром (15% от массового расхода изопропилбензола), используемым в качестве транспортирующего агента, перегревают и подают в штуцер смесителя реактора (внутренний диаметр патрубка в смесителе равен 350 мм). Определить скорость паров изопропилбензольной шихты §4

и сечении патрубка, если степень конверсии изопропилбензола за один проход через реактор равна 46%, селективность процесса 86%, а плотность паров изопропил-бензольной шихты в условиях процесса 1,45 кг/м3.
176.	Дегидрирование изопропилбензола до «-метилстирола проводят в шахтном адиабатическом реакторе внутренним диаметром 2,6 м и высотой слоя каталнза-гора 1,13 м. Из реактора уходит контактный газ, массо-иая доля «-метилстирола в котором равна 10,7%, а плотность 0,5 кг/м3 в условиях процесса. Определить диаметр патрубка штуцера для выхода контактного газа (скорость в сечении 11 м/с), если степень конверсии изопропилбензола за один проход равна 46,5%, селективность процесса 85,7%, объемная скорость жидкого изопропилбензола 0,4 ч-1, а его плотность 863 кг/м3.
177.	В шахтном адиабатическом реакторе, внутренний диаметр которого 3 м, а высота слоя катализатора 1,2 м, дегидрированием изопропилбензола получают -метилстирол. Производительность 1 м3 катализатора по а-метилстнролу составляет 105 кг/ч. Из реактора при М>0°С уходит контактный газ, объемная доля а-метилстирола в котором равна 2,2%, плотность равна 0,94 кг/м3, а удельная теплоемкость 1,75 кДж/(кг-К). Ггплоту контактного газа на 85% используют в котле-утилизаторе, где за счет охлаждения газа до 170 °C генерируется водяной пар с давлением 0,6 МПа и тепло-ши парообразования 2075 кДж/кг. Определить количе- гво водяного пара, образующегося в котле-утилизаторе.
178.	В шахтный адиабатический реактор, производи-ц’льность которого равна 685 кг а-метилстирола в час, поступают в час 2000 кг изопропилбензола и водяной нар в массовом соотношении к изопропилбензолу 3,1 : 1. В результате эндотермических реакций поглощается НПО кДж теплоты на 1 кг превращенного и'эопрюпилбе’н-io.ua, что определяет разность температур между верхним н нижним слоями катализатора в реакторе, равную 16 К. Определить селективность процесса по а-метилсти-|1олу, если удельная теплоемкость паро-сырьевой смеси равна 2,81 кДж/(кг-К).
179.	В двухступенчатый адиабатический реактор для получения а-метилстирола поступает в час 117 500 кг пари сырьевой смеси с массовым соотношением водяной пар : изопропилбензол, равным 3; 1. Пройдя первую сту-I 529	65
пень реактора, контактный газ, массовая доля а-метил стирола в котором равна 3,64%, подогревается на 35 1\ в межступенчатом подогревателе. Определить площадь поверхности теплообмена подогревателя, если степей, конверсии изопропилбензола в первой ступени реактор;, равна 30%, селективность 86,5%, удельная теплоемкостт контактного газа 2,35 кДж/(кг-К), коэффициент тепло передачи 59 Вт/(м2-К), а средний температурный напор 47 К-
180.	Дегидрирование изопропилбензола проводят и двухступенчатом адиабатическом реакторе с подогревом контактного газа на 36 К в межступенчатом подогрева теле (число труб 4001, длина трубы 6 м, диаметр трубы 24 мм). Теплообмен осуществляется при среднем темпе ратурном напоре 46 К и коэффициенте теплопередачи 57 Вт/(м2-К). Объемная доля и-метил стирол а в контакч ном газе 1,77%, а его объемная теплоемкость 1,97 кДж/(м3-К). Определить часовую объемную нагруз ку реактора по жидкому изопропилбензолу, если его плотность равна 864 кг/м3.
181.	В адиабатический двухступенчатый реактор на дегидрирование до а-метилстирола поступает в ча, 120 т паро-сырьевой смеси с мольным соотношением во дяной пар: изопропилбензол, равным 20:1. В процесс дегидрирования в первой ступени реактора образуется контактный газ, объемная доля а-метилстнрола в кото ром равна 2,48% . Этот газ при 550 °C и избыточном дав леннн 0,08 МПа поступает в трубьРмежступенчатого по догревателя (площадь сечения трубного пространств., 1,14 м2, длина трубы 6 м), где его температура повы шается на 30 К. Определить время пребывания контактного газа в трубах подогревателя, если выход «-метил стирола равен 53% в расчете на пропущенный изопропилбензол за один проход через реактор.
Пример. Дивинилбензол получают дегидрированием диэтилбен зола в трубчатом изотермическом реакторе с числом труб .193' (диаметр трубы 89X4,5 мм, длина 3,5 м). Трубы заполнены катализа тором, производительность которого по дивинилбензолу равна ПО кг/(м3-ч).
Определить нагрузку реактора по водяному пару, если мольное соотношение водяного1 пара и диэтилбензола на входе равно 13,4; 1 степень конверсии диэтилбензола за один проход через реактор равна 42,5%, а селективность по дивинилбензолу 90%.
Решение. Уравнение реакции;
66
сн2—сн3
СН2—CHg
->
+ 2Н2
130 кг
134 кг
2-2 КГ
Объем катализатора в трубах реактора:
Гк= 0,785<Я-п= 0,785 (0,08)’-3,5-193= 3,39 м3
Производительность реактора по дивинилбензолу:
110-3,39 = 373 кг/ч
Расход диэтилбензола для 'проведения процесса:
теоретический 373:130 = 2,87 кмоль/ч
фактический 2)87- -1-00'1-0— = 7,5 кмоль/ч на входе	42,5-90
Нагрузка (реактора по водяному пару:
7,5-18-13,4?= 1809 кг/ч
Задачи
182.	Дивинилбензол получают дегидрированием ди-пилбензола в трубчатом изотермическом реакторе с числом труб 797 (диаметр трубы 89X4,5 мм, длина 3 м). II трубы, заполненные катализатором, поступает в час 10500 кг паро-сырьевой смеси с мольным соотношением водяной пар : диэтилбензол, равным 14:1. В этих условиях степень конверсии диэтилбензола за один проход через реактор равна 42%, а селективность процесса по дивинилбензолу 88%. Определить производительность I м3 катализатора по целевому продукту.
183.	Дивинилбензол получают дегидрированием ди-л'илбензола в трубчатом изотермическом реакторе с числом труб 191 (диаметр трубы 89X4,5 мм, длина 2,5 м). Степень конверсии диэтилбензола за один проход через реактор равна 41,4%, селективность процесса '10%. В этих условиях из реактора уходит контактный |.1з, массовая доля дивинилбензола в котором равна ''2,3%, а доля винилэтилбензола 5,5%. Определить часовую массовую производительность по винилэтилбен-юлу, если объемная скорость жидкого диэтилбензола па входе 0,4 ч-1, а его плотность 865 кг/м3.
184.	Дегидрирование' диэтилбензола осуществляют на установке производительностью 4500 кг дивинилбен-юла в час. Перед дегидрированием диэтилбензол нагревают на 74 К, испаряют (теплота испарения |*	67
356 кДж/кг) и перегревают от 180 до 600 °C за счет ежи гания топливного газа в межтрубном пространстве нс парителя. Теплота сгорания газа 46-Ю3 кДж/м3, к. п. д. топки 0,7. Определить часовой объемный расход топлив ного газа, если выход днвинилбензола равен 52% н расчете на пропущенный диэтилбензол, удельная тепло емкость жидкого диэтилбензола 1,88 кДж/(кг-К), а его перегретых паров 2,6 кДж/(кг-К).
185.	На установку дегидрирования диэтилбензола до днвинилбензола поступает в час 24000 кг паро-сырьевоп смеси. Перед дегидрированием диэтилбензол нагревают на 75 К, испаряют его при температуре кипения (теплота испарения 355 кДж/кг) и перегревают от 180 до 600 °C, на что затрачивают 320 м3 топливного газа и час. Теплота сгорания газа 45-103 кДж/кг, к. п. д. топко 0,73. Определить мольное соотношение водяной пар : дм этилбензол в паро-сырьевой смеси на входе, если удель пая теплоемкость жидкого диэтилбензола равна 1,9 кДж/(кг-К), а его перегретых паров 2,62 кДж/(кг-К)
186.	Дивинилбензол получают дегидрированием до этилбензола в шахтном адиабатическом реакторе. На дегидрирование поступает в час 6500 кг паро-сырьевой смеси с массовым соотношением диэтилбензол : водяной пар, равным 1 :3. В этих условиях степень конверсии диэтилбензола за один проход через реактор составляя 43%. В результате эндотермических реакций разность температур между верхним и нижним слоями катализа тора достигает 38 К. Определить тепловой эффект эндо термических реакций (в кДж на 1 кг превращенного диэтилбензола), если удельная теплоемкость паро-сырь евой смеси равна 3,4 кДж/(кг-К).
187.	Дивинилбензол получают дегидрированием ди этилбензола в шахтном адиабатическом реакторе, внут ренний диаметр которого 2,8 м, а высота слоя катализа тора 1,6 м. В реактор поступает паро-сырьевая смесь мольным соотношением диэтилбензол : водяной пар, рав ным 1 : 22. В этих условиях выход днвинилбензола со ставляет 364% в расчете на пропущенный диэтилбензол В результате дегидрирования (при средней температур, 583,5°С и давлении 75 кПа) образуется контактный газ, массовая доля водяного пара в котором равна 76%, плотность газа 0,98 кг/м3. Определить скорость контакт ного газа в сечении реактора, если производительност, 1 м3 катализатора равна 112 кг днвинилбензола в час 68
ПРОЦЕССЫ АЛКИЛИРОВАНИЯ ДЕАЛКИЛИРОВАНИЯ
И ИЗОМЕРИЗАЦИИ УГЛЕВОДОРОДОВ
Алкилирование — процесс введения алкильных радикалов в молекулы органических соединений. В промышленности для получения крупнотоннажных продуктов в качестве алкилирующих агентов используют олефины.
Алкилирование изопарафинов олефинами
Наибольшее промышленное значение имеют процессы алкилирования нзобутана бутенами в присутствии серной кислоты и жидкого фторводорода. Сернокислотное алкилирование изобутана бутенами проводят при 0—10 °C и 0,76—0,86 МПа. Объемная скорость сырья 0,3—0,4 ч-1, мольное соотношение изобутан : бутены равно (4+10): 1. Основным аппаратом этого процесса является горизонтальный каскадный реактор большой единичной мощности. Выделяющуюся теплоту (77 кДж на 1 моль бутенов) снимают преимущественно за счет испарения части циркулирующего изобутана.
Пример. Сернокислотное алкилирование изобутана бутенами проводят в пятиступенчатом реакторе производительностью 14000 кг алкилата в час. Сырьем является жидкая бутан-бутеновая фракция, массовая доля бутенов в которой равна 28%, а плотность 605 кг/м3. В реактор подают серную кислоту из расчета 1 м3 па 1 м3 жидких углеводородов. Определить общий объемный расход сырья на входе в реактор, если массовое соотношение жидкого циркулирующего изобутана (плотность 604 кг/м3) и бутенов равно 5,5 : 1.
Решение. Уравнение реакции:
«30-C4Hjo + «-С4Н8 -» изо-С8Н18
68 кг 56 кг	114 кг
Массовый расход бутенов:
56
14000 —— = 6877 кг/ч
Объемный расход бутан-бутеновой фракции: 6877	100
	•	= 40,6 м8/ч 605------28-7
Объемный расход циркулирующего изобутана:
6877
-----— 5,5 — 62,6 м3/ч 604
Общий объемный расход сырья на входе в реактор:
(40,6 + 62,6) 2 = 206,4 м:)/ч
69
Задачи
188.	Сернокислотное алкилирование осуществляют в горизонтальном реакторе каскадного типа с длиной реакционной зоны 8,6 м. Производительность по алкилату равна 288 т/сут. Сырьем является жидкая бутан-бутеновая фракция, массовая доля бутена в которой равна 32%, а плотность 602 кг/м3. Определить внутренний диаметр реактора, если объемная скорость сырья составляет 0,37 ч-1.
189.	Сернокислотное алкилирование осуществляют в каскадном реакторе диаметром 3,5 м. Производительность по жидкой бутан-бутеновой фракции, массовая доля бутенов в которой равна 29%, а плотность 603 кг/м3, равна 35 м3/ч. Определить вместимость и длину цилиндрической части реактора, если с 1 м3 реакционной зоны снимают в час 87 л алкилата плотностью 715 кг/м3.
190.	Сернокислотное алкилирование проводят в каскадном реакторе, внутренний диаметр которого 3,45 м, а длина реакционной зоны 8,4 м. В реактор с объемной скоростью 0,4 ч~! поступает бутан-бутеновая фракция, массовая доля бутена в которой равна 30%, а плотность 601 кг/м3. Определить производительность реактора по алкилату (плотность алкилата 715 кг/м3), если его выход составляет 172% от объемного расхода бутена (плотность бутенов 645 кг/м3).
191.	В каскадный реактор сернокислотного алкилирования изобутана поступает в час 23 700 кг жидкой бутан-бутеновой фракции, массовая доля бутенов в которой равна 29,5%. Алкилирование осуществляют при мольном соотношении изобутан: бутены, равном 7:1. В этих условиях расход бутенов составляет 0,5 т на 1 т образующегося алкилата. Определить долю изобутена (в процентах от циркулирующего), необходимого для снятия реакционной теплоты (77 кДж на 1 моль алкилата в расчете на изооктан), если теплота испарения изобутана составляет 331 кДж/кг.
Алкилирование бензола олефинами
Для получения этил- и изопропилбензола наибольшее распространение в нашей стране получил метод жидкофазного алкилирования бензола олефинами в присутствии катализаторов на основе хлорида алюминия. Процесс осуществляют при 85—130 °C и 0,06—0,6 МПа в 70
реакторах барботажного типа (алкилаторах). Алкила-тор — вертикальный цилиндрический аппарат диаметром 1,6—2,4 м, футерованный кислотоупорной плиткой. Тепловой режим реактора поддерживают за счет испарения части непревращенного бензола, вводимого в трехкратном избытке от теоретически необходимого.
Пример. В барботажный реактор с целью получения этилбензола поступает в час 15000 кг бензола. В процессе алкилирования образуется алкилат, массовая доля этилбензола в котором равна 32%, а доля бензола 62%. Определить селективность процесса по этилбензолу, если, его степень конверсии равна 31%.
Решение. Уравнение реакции:
+ сн2=сн2
78кг
28 кг
106 кг
Расход бензола, прореагировавшего в процессе алкилирования:
15000-0,31 = 4650 кг/ч или 4650:78 = 59,6 кмоль/ч
Количество бензола в алкилате:
15 000 — 4650 = 10 350 кг/ч
Производительность реактора по этилбензолу:
32	„	5342
10 350---=5342 кг/ч или--------= 50,4 кмоль/ч
62	106
Селективность по этилбензолу:
50,4-100 ---’-----= 84,6%
59,6
Задачи
192.	В реактор для алкилирования бензола этиленом в присутствии хлорида алюминия поступает в час 10 800 кг бензола. Для обеспечения выхода этилбензола, равного 92,5% (в расчете на этилен), поддерживают мольное соотношение бензол : этилен на входе равным 3:1. Определить внутренний диаметр реактора, если съем этилбензола с 1 м3 реакционного объема составляет 150 кг/ч, а штуцер для выхода жидкого алкилата расположен на высоте 8 м.
193.	Реактор для алкилирования бензола в присутствии хлорида алюминия имеет внутренний диаметр 2,4 м. Производительность 1 м3 реакционного объема достигает 120 кг этилбензола в час при выходе его 91% в расчете на этилен. Определить объемный расход этиле
71
новой фракции, объемная доля этилена в которой составляет 54%. Штуцер для выхода жидкого алкилата расположен на высоте 8,4 м.
194.	В реактор для получения этилбензола в присутствии хлорида алюминия поступает в час 12000 кг бензола. В процессе алкилирования на 1 моль этилбензола выделяется 106 кДж теплоты, часть которой (50%) снимается за счет испарения непревращенного бензола. Определить количество бензола в жидком алкилате, непрерывно выходящем из реактора, если теплота испарения бензола равна 380 кДж/кг, степень его конверсии 33%), а селективность по этилбензолу 84,6%.
195.	Производительность барботажного реактора по этилбензолу составляет 150 т/сут. Для достижения такой производительности в реактор подают бензол с трехкратным избытком от теоретического. Половина поступающего бензола испаряется в реакторе и поступа ет на конденсацию в холодильник-конденсатор, охлаждаемый водой. Определить расход охлаждающей воды в холодильнике-конденсаторе, если теплота конденсации бензола равна 393,3 кДж/кг, а теплоемкость охлаждающей воды, нагреваемой на 18 К, составляет 4187 Дж/(кг-К)-
196.	На установку по производству изопропилбензола поступает 11700 кг бензола в час. Алкилирование проводят пропан-пропиленовой фракцией, объемная доля пропилена в которой равна 51,2%. В этих условиях степень конверсии бензола достигает 38,5% при селективности по изопропилбензолу 86,6%. Определить расходный коэффициент поступающего бензола (в тоннах на 1 тонну изопропилбензола) и объемный расход пропан-пропиленовой фракции, если на 1 моль образующегося изопропилбензола расходуется 1,12 моль пропилена.
197.	Алкилирование бензола пропиленом проводят в барботажном реакторе внутренним диаметром 1,6 м. Производительность 1 м3 реакционного объема составляет 200 кг изопропилбензола в час; выход жидкого алкилата предусмотрен на высоте 8,46 м. Определить селективность процесса по изопропилбензолу, если степень конверсии бензола составляет 28%, а его расход на входе в реактор равен 9150 кг/ч.
198.	При алкилировании бензола пропиленом в барботажном реакторе через штуцер с диаметром патрубка 200 мм со скоростью 0,06 м/с непрерывно отбирают жид-72
кий алкилат, массовая доля изопропилбензола в котором равна 60%, а плотность составляет 836 кг/м3. Определить объемный расход пропан-пропиленовой фракции, объемная доля пропилена в которой равна 52%, если выход изопропилбензола составляет 89,3% в расчете на пропилен.
Деалкилирование алкилароматических углеводородов
В связи с возросшими ресурсами толуола важное значение приобрели процессы его деметилирования до бензола. Средн существующих методов гндродеметилиро-вання толуола экономически наиболее целесообразен термический метод. Процесс проводят при 600—750 °C, 2—5 МПа и мольном соотношении водород : толуол, равном (4,54-5) :1. В этих условиях селективность процесса по бензолу составляет 81—83% в расчете на превращенный толуол.
Пример. На установку термического- гидродеметилиро-ваиия толуола производительностью 11000 кг бензола -в час поступает в час 20000 м3 водорода. Процесс проводят при мольно-м соотношении водорода и толуола, равном 4,8:1; при этом селективность процесса но бензолу достигает 82% в расчете на превращенный толуол. Определить степень конверсии толуола.
Решение. Уравнение реакции;
+ Н2
2 кг
+ СН4
16КГ
Расход толуола с учетом 82 %-кого выхода бензола:
11 000 100
----------------	= 172 кмоль/ч 78-------82
Расход толуола на входе в установку:
20 000	1
	•	= 186 кмоль/ч 22,4-----4,8
Степень конверсии толуола:
172
———100 = 92,5% lot)
Задачи
199.	На установку термического гидродеметилирова-пия толуола производительностью 10300 кг бензола в
73
час поступает 19000 м3 водорода в час. Определить моль нос соотношение водород: толуол на входе в реактор, если степень конверсии толуола равна 92,6%, а селективность по бензолу составляет 81 %-
200.	В реакторе гидродеметилирования толуола выделяется 1870 кВт теплоты, которую отводят циркулирующим водородсодержащим газом [объемная доля водорода 90%]• Определить объемный расход водородсодержащего газа, если степень конверсии толуола равна 93%, селективность по бензолу 81,5%, мольное соотношение водород: толуол равно 5:1, а тепловой эффект процесса составляет 641 кДж на 1 кг бензола.
201.	Термическое гидродеметилированне толуола проводят при 700 °C и 2,2 МПа на установке с двумя последовательными реакторами. Производительность установки 10 300 кг по бензолу в час. На установку поступает водородсодержащий газ (объемная доля водорода 82,3%) при мольном соотношении водород : толуол, равном 4,8:1. Определить внутренний диаметр реактора первой ступени, если скорость газо-сырьевого потока в его сечении в условиях процесса составляет 0,19 м/с, а степень конверсии толуола равна 76%.
202.	Установка термического деметилирования толуола с двумя последовательными реакторами имеет производительность 10100 кг бензола в час. Газо-сырьевая смесь поступает при 650 °C. Удельная теплоемкость такой смеси 4,61 кДж/(кг-К), мольное соотношение водород: толуол равно 4,7 : 1. В этих условиях деалкилирование идет аутотермически, если количество выделяющейся теплоты (тепловой эффект процесса 50 кДж/моль) не ниже 9% от теплового потока газосырьевой смеси на входе. Определить количество теплоты (в % от теплового потока газо-сырьевой смеси на входе), расходуемой на ведение реакции, если степень конверсии толуола в бензол равна 85%, а массовая доля водорода в водородсодержащем газе 25,4%.
203.	Производительность установки термического гидродеметилирования толуола составляет 248 т бензола в сутки. Газо-сырьевая смесь (водородсодержащий газ, в котором массовая доля водорода равна 35%, плюс толуол) поступает в реакторы при мольном соотношении водород : толуол ==5:1. В этих условиях степень конверсии толуола в бензол достигает 93%- Продукты реакции при 720 °C поступают в котел-утилизатор, где 74
за счет их охлаждения до 250 °C образуется водяной пар с давлением 4 МПа и теплотой парообразования 1712 кДж/кг. Определить количество образующегося водяного пара, если теплоемкость газо-продуктовой смеси при средней температуре 485 °C составляет 3,46 кДж/(кг-К), а степень использования теплоты равна 72%.
Изомеризация парафинов
Изомеризация — процесс перегруппировки атомов, радикалов или изменения положения двойных углеродуглеродных связей в молекулах органических соединений.
В промышленности получили распространение низко-и высокотемпературные процессы изомеризации парафинов — н-бутана, «-пентана, пентан-гексановой фракции. Для процессов изомеризации используются разные катализаторы, из которых наибольшее значение имеют хлорид алюминия и алюмо-платиновый катализатор.
Пример. Изомеризацию «-пентана в изопентан осуществляют в реакторе внутренним диаметром 1,8 м, производительность которого по изопентану равна 10000 кг/ч. Изомеризация происходит в среде водорода, поступающего в мольном соотношении водород: «-пентан, равном 2.4 : 1. Определить высоту цилиндрической части реактора, если объемная скорость жидкого н-пеитаиа 2 ч-1, глубина его превращения за один проход реактора 45,7%, а плотность 615кг/м3. Определить также объемный расход водорода на входе в реактор.
Решение. Уравнение реакции:
н-С5Н12 —* изо-С6Н12
72 кг	72 кг
Массовый расход жидкого «-пентана на входе в реактор: 10000-100	„
----7^-7---= 21 882 кг/ч или 21 882:72 = 304 кмоль/ч
Объемный расход жидкого н-пентана на входе в реактор:
^еь]рья=21 882:615 = 35,6 м3/ч
Вместимость реакционного пространства:
Геь,Рья = ЗДб= 8
Уоб 2
Высота цилиндрической части реактора:
Ур	17,8
h ~	- =-----------' = 7 м
0,785d2	0,785-1,82
Объемный расход водорода на входе в реактор:
304-2,4-22,4 = 16 343 м3/ч
75
Задачи
204.	Изомеризацию и-пентана в изопентан осуществляют на цеолите, объем которого в реакторе составляет 10 м3. При объемной скорости жидкого сырья 2,5 ч~> и мольном соотношении водород : н-пентан =4 : 1 глубина превращения н-пентана за один проход через реактор составляет 60%. Определить массовые расходы циркулирующего н-пентана и водородсодержащего газа, если массовая доля водорода в таком газе равна 70%, а плотность сырья (н-пентан) равна 615 кг/м3.
205.	Изомеризацию н-бутана проводят в трубчатом реакторе (внутренний диаметр трубки 50 мм, длина 5,6 м, число трубок 912)., в трубках которого находится катализатор — хлорид алюминия. Объемная скорость жидкого н-бутана равна 0,95 ч-1, глубина превращения сырья за один проход 48%, расход сырья 44 кг на 1 т образующегося изобутана. Определить часовой массовый расход катализатора, если плотность жидкого изобутана при 20 °C составляет 557,3 кг/м3.
206.	Газофазную изомеризацию н-пентана в изопентан осуществляют в присутствии хлорида алюминия в трубчатом реакторе, в межтрубном пространстве которого в час циркулирует 7,0 м3 масла. Реакционная теплота (92 кДж/моль) снимается за счет нагревания масла на 30 К- Определить массовый расход н-пентана на входе в реактор, если глубина превращения н-пентана за один проход равна 49%, удельная теплоемкость охлаждающего масла 1,77 кДж (кг-К), а его плотность 856 кг/м3.
Изомеризация алкилароматических углеводородов
Изомеризацию алкилароматических углеводородов С8Н10 в промышленности осуществляют преимущественно по двум вариантам: на алюмосиликатных катализаторах при 420—450 °C и атмосферном давлении; в присутствии платины и других металлов, нанесенных на носители, обладающие кислотными свойствами, при 400— 480°C и 1,5—2 МПа.
Пример. Изомеризацию алкилароматических углеводородов СеНю проводят в среде водяного пара в адиабатическом реакторе, в котором объем алюмосиликатного катализатора равен 36 м3. Производительность 1 м3 катализатора составляет 240 кг п-ксилола в час. Определить часовую массовую нагрузку реактора по паросырьевой смеси, если мольное соотношение водяной пар: углеводороды равно 1,5 : 1, а количество n-ксилола в продуктах реакции 76
увеличилось в 2,18 раза (.в сравнении с количеством n-ксилола в исходном сырье, в котором массовая доля его составляет 8,4%).
Решение. Производительность реактора по п-ксилолу.
240-36 = 8640 кг/ч
Расход n-ксилола на входе в реактор:
100
8640----- = 3963 кг/ч
218
Расход жидкого сырья на входе в реактор:
100
3963----= 47 182 кг/ч
8,4
Расход водяного пара для проведения процесса
47 182
------18-1,5=12 018 кг/ч
106
Iде 106 —молекулярная масса углеводородов СеНю-
Нагрузка реактора по паро-сырьевой смеси:
47 182 -|- 12 018 = 59 200 кг/ч
Задачи
207.	В адиабатический реактор, в котором объем платинового катализатора, нанесенного на алюмосиликат, равен 14 м3, на изомеризацию ароматических углеводородов в час поступает 8860 кг водородо-сырьевой смеси, массовая доля водорода в которой равна 26%. Определить массовую долю n-ксилола в изомеризате, если его массовая доля в исходном сырье равна 9,0%, а производительность 1 м3 катализатора составляет 153 кг п-ксилола в час.
208.	В адиабатический реактор производительностью 7700 кг n-ксилола в час, на высоту 1,9 м заполненный платиновым катализатором, нанесенным на алюмосиликат, поступают на изомеризацию ароматические углеводороды С8Ню, массовая доля этилбензола в которых равна 31%. В процессе изомеризации 70% этилбензола превращается в n-ксилол, что составляет 27% от массовой производительности реактора по n-ксилолу. Определить внутренний диаметр реактора, если скорость сырья на входе равна 1,57 кг в час на 1 кг катализатора, насыпная плотность которого составляет 609 кг/м3.
209.	Производительность реактора для изомеризации углеводородов С8Н10 по смеси о- и n-ксилолов составляет 12500 кг/ч. Внутренний диаметр реактора 4,2 м, высота слоя катализатора 2,1 м. Определить объемную скорость жидкого сырья (плотность 876 кг/м3) и объем-77
ный расход водородсодержащего газа (объемная доля водорода 85%), если выход целевых продуктов равен 66,7% от массового расхода сырья, а мольное соотноше ние водорода и углеводородов С811(.о равно 5,5: 1.
Раздел 1
ПРОМЫШЛЕННЫЕ СПОСОБЫ ПОЛУЧЕНИЯ ГАЛОГЕНПРОИЗВОДНЫХ
Галогенирование является одним из важнейших методов переработки углеводородов и других органических соединений. Галогенпроизводные находят самое разнообразное применение в народном хозяйстве в качестве растворителей, алкилирующих агентов, пестицидов, исходного сырья для получения высокомолекулярных соединений, лекарственных препаратов и др. В зависимости от вида галогена различают реакции фторирования, хлорирования, бромирования и иодирования.
ХЛОРИРОВАНИЕ ПАРАФИНОВ
Парафиновые углеводороды, являясь насыщенными соединениями, способны галогенироваться только путем последовательного замещения атомов водорода галогеном:
СН« + С12 - СН3С14-НС1
СН3С1 + С12 - СН2С12 + НС1
СН2С1 + С12 СНС13+НС1
СНС13 + С12 - СС14 + НС1
Хлорирование парафинов может протекать в жидкой (при 100—200 °C) и в газовой (до 550 °C) фазах.
Для получения монохлор производных процесс ведут в избытке углеводорода [мольное соотношение углеводорода и хлора равно (34-5) :1]. Для получения поли-хлорпроизводных процесс ведут в избытке хлора.
Основные типы реакторов для жидкофазного процесса — колонные хлораторы или каскад реакторов, для га-78
хлор.
Массовый
Массовый
юфазного — адиабатический реактор или хлоратор с псевдоожиженным слоем теплоносителя (катализатора).
Пример 1. Определить затраты технического метана, в котором массовая доля СН< составляет 98,5%, и затраты электролитическо-<о хлора с массовой долей хлора 96% для получения 1920 кг ме-шлхлорида в час, если мольное соотношение метана и хлора равно 1:1, а выход метилхлорида равен 80% в расчете на исходный
Решение. Уравнение реакции:
СН,+С12 -> СН3С1+НС1 16 кг 71 кг 50.5 кг 36,5кг
расход хлора согласно этому уравнению:
2699.40 хг/, 50,5
расход хлора с учетом 80%-ного выхода:
2699,4-100
-----------= 3374,25 кг/ч
80
Массовый
х
Массовый метана:
расход метана с учетом мольного соотношения:
3-16 — 71	3-16-3374,25
„„	х =----------— = 2281,18 кг/ч
— 3374,25	71
расход технического метана с учетом массовой
доли
Массовый хлора:
2281,18-100	п
------------= 2315,92 98,5
расход электролитического хлора
кг/ч
с учетом массовой
доли
3374,25-100 „ -----------= 3514,84
96
Пример. 2. Определить объемную скорость метана в реакторе, газофазного хлорирования, если производительность аппарата по реакционному газу составляет 4920 кг/ч, массовая доля метиленхлорида в реакционном газе 9,2%, выход метиленхлорида 33% в расчете на исходный хлор, мольное соотношение СН4: С1г = 3,44 : 1. Реактор газофазного хлорирования имеет внутренний диаметр 0,85 м а высоту 2,5 м.
Решение. Уравнение реакции:
СН4 + 2С12 - СН2С12 + 2НС1
16кг 2-22,4м> 85кг 2-36.5кг
Количество метиленхлорида в реакционном газе:
4920-9,2	,
---------= 452,64 кг/ч 100
Объемный расход хлора по уравнению реакции:
452,64-22,4-2
---------------= 238,56 м3/ч
кг/ч
85
79
Объемный расход хлора с учетом выхода:
' 238,56-100 33
>722,91 м3/ч
Объемный расход метана с учетом мольного соотношения:
722,91-3,44 = 2486,80 м3/ч
Суммарный расход компонентов:
2486,80+238,56 = 2725,36 м3/ч
.Объем реактора:
0,785-0,852-2,5= 1,42 м3
Объемная скорость газов в реакторе:
2725,36:1,42= 1919 ч-1
Пример 3. Объемная скорость газов в реакционной камере газофазного хлоратора 280 ч-1, суммарный объемный расход метана и хлора 560 м3/ч. Определить диаметр и высоту реактора, если соотношение H/D равно 2,5 : 1.
Решение. Объем реакционной камеры:
560 : 280 = 2 №
По формуле
V = nD2H/4
определяем диаметр камеры с учетом соотношения HJD
0,785-2,5
2
= 1,01 м
п высоту реактора:
	77 = 2,5-1,01 =2,52 м
Пример 4. Определить количество теплоты, которая выделится при получении 1800 кг пентилхлорида в час, если тепловой аффект хлорирования пентана равен 105 кДж/моль.
Решение. Уравнение реакции:
	С5Н12 + С12 -» СВНЦС1 + НС1
Колпшсгво теплоты, выделяющееся в процессе хлорирования, оцре-и лякн ио формуле:
1 !«• Q Ч in /П 1 (НИ)	q-m-1000 М-3600 тепловой поток (кВт) тепловой эффект реакции (кДж/моль) массовый расход (кг/ч) молекулярная масса (кг/кмоль) переводной коэффициент 105-1800-1000 (? —	— 450,64 кВт 116,5-3600
НИ
Задачи
210.	Определить объемную скорость подачи метана в реактор газофазного хлорирования, если производительность установки равна 2200 кг реакционного газа в час. Массовая доля тетрахлорметана в реакционном газе 7%, выход тетрахлорметана составляет 30% в расчете на использованный метан, объемная доля метана в природном газе 96%, объем реактора 2,8 м3.
j 211. Определить объемную скорость подачи метана в реактор газофазного хлорирования, если производительность установки с двумя работающими реакторами составляет 19700 кг реакционного газа в час. Л4ассовая доля метилхлорида в газе 33,3%, выход метилхлорида 43% в расчете на исходный хлор, мольное соотношение СН4: С12 равно 3,44: 1. Объем реактора 2,84 м3.
212. Производительность реактора газофазного хлорирования метана 1660 кг метилхлорида в час, выход метилхлорида 81 % в расчете на исходный хлор, мольное соотношение хлора и метана равно 1 :3,4, время реакции 1,8 с. Определить объем реакционной камеры.
«'213. Объемная скорость смеси в реакторе газофазного хлорирования 240 ч~*, суммарный объемный расход метана и хлора 480 м3/ч. Определить диаметр и высоту реактора при HID=2,b.
214.	Производительность установки газофазного хлорирования метана составляет 19700 кг реакционного газа в час. Массовая доля трихлорметана в газе составляет 4,1%, выход трихлорметана в расчете на исходный хлор 18,3%, мольное соотношение СН4: С12 равно 3,44 : 1. Определить число реакторов, если нагрузка по метану на один аппарат составляет 3300 кг/ч.
215.	В реактор жидкофазного хлорирования парафина (средняя молекулярная масса 296) поступает в час 250 м3 электролитического хлора, объемная доля хлора в котором 98%. Выход хлорпарафпна 80%. Определить число реакторов, если плотность реакционной массы равна 1120 кг/м3, время пребывания массы в реакторе 4 ч, диаметр реактора 1800 мм, а высота реактора 3300 мм, коэффициент заполнения 0,75.
216.	Определить затраты технического метана (массовая доля метана 98с/о) и затраты электролитического хлора (массовая доля хлора 96%) для получения в час 1920 кг хлорметанов следующего состава (массовые до
81
ли): СНзС1 70,5%, СН2С12 18,5%, СНС138,6%, СС142,4%. Мольное соотношение СН4: С12 равно 3:1.
J 217. Определить затраты электролитического хлора для получения в час 2000 кг реакционного газа, массовая доля метиленхлорида в котором 11%, если степень конверсии хлора составляет 33%.
218. Определить расходные коэффициенты в производстве метилхлорида, если производительность установки составляет 710 кг метилхлорида в час, выход метилхлорида 90% от теоретического. Массовые доли метана в техническом метане 94%, а хлора в электролитическом хлоре 99%.
-219. В реактор газофазного хлорирования поступает в час 1000 м3 метана, объемная доля СН4 в котором 94%). Определить массовую производительность реактора по метиленхлориду, если степень конверсии метана равна 50%, а селективность по метиленхлориду 60%). Определить также расходный коэффициент метана.
220. В реактор газофазного хлорирования подают в час 952 м3 метана. При этом образуются: метилхлорид (514 кг/ч), метиленхлорид (577 кг/ч), трихлорметан (411 кг/ч). Определить затраты хлора, подаваемого в процесс, степень конверсии метана и мольное соотношение хлор : метан.
221. В реактор хлорирования метана подают в час 1200 м3 метана. При этом образуется реакционный газ следующего состава: метиленхлорид 1165 кг/ч, трихлорметан 3366 кг/ч, тетрахлорметан 1320 кг/ч. Определить объемный расход хлора, степень конверсии метана и мольное соотношение хлор : метан.
>'222. Определить объемные расходы хлора и метана для установки производительностью 1300 кг хлорпроиз-водпых в час, если массовые доли в смеси: трихлормета-11.1 48%), тетрахлорметана 52 %. Определить мольное соотношение хлор : метан.
223.	В реактор газофазного хлорирования поступает в час 1000 м3 метана. В результате хлорирования обра-вуется следующее количество хлорпроизводных: метил-хлорид 530 кг/ч, метиленхлорид 580 кг/ч, трихлорметан •120 кг/ч. Определить объемный расход хлора, степень конверсии метана и мольное соотношение хлор : метан.
224.	На установку хлорирования подают в час 782 м3 хлора. Мольное соотношение метан : хлор равно 1 : 3,5. 55 % подаваемого метана затрачивается на образование
82
трихлорметана, а 45% на образование тетрахлорметана. Определить количество образовавшихся хлорпроизвод-ных. Определить также расходные коэффициенты хлора и метана в расчете на 1 т хлорпроизводных.
225.	Определить расходные коэффициенты в производстве метиленхлорида (без учета циркуляции сырья), если производительность установки по реакционному газу 1800 кг/ч, а состав реакционных газов в массовых долях следующий: метилхлорид 13%, метиленхлорид 8%, трихлорметан 3%, тетрахлорметан 1 °/о, метан 53%, хлор-водород 22%.
226.	Определить тепловые эффекты образования метилхлорида и метиленхлорида, если энергии связей таковы: для С—Н 412 кДж/моль, для С1—С1 239 кДж/моль, для С—С1 327 кДж/моль, для Н—С1 427 кДж/моль.
227.	Определить тепловые эффекты образования трихлорметана и тетрахлорметана, если энергии связей таковы: для С—Н 412 кДж/моль, для С1—С1 239 кДж/ /моль, для II—С1 427 кДж/моль, для С—С1 327 кДж/моль.
v228. Определить приход теплоты, выделяющейся при получении метилхлорида (4900 кг/ч) газофазным хлорированием метана, если тепловой эффект реакции равен 103 кДж/моль.
229.	Определить приход теплоты, выделяющейся при получении метиленхлорида (1290 кг/ч) газофазным хлорированием метана, если тепловой эффект реакции равен 206 кДж/моль.
230.	Определить приход теплоты, выделяющейся при получении трихлорметана (597 кг/ч) газофазным хлорированием метана, если тепловой эффект реакции равен 309 кДж/моль.
231.	Определить приход теплоты, выделяющейся при получении тетрахлорметана (170 кг/ч) газофазным хлорированием метана, если тепловой эффект реакции равен 412 кДж/моль.
v 232. Определить приход теплоты, выделяющейся при получении реакционного газа (1800 яг/ч), массовые доли компонентов в котором равны: метилхлорид 45%, метиленхлорид 30%, трихлорметан 15%, тетрахлорметан 10%. Тепловые эффекты приведены в условиях задач 228—231.
83
ХЛОРИРОВАНИЕ И ГИДРОХЛОРИРОВАНИЕ
НЕПРЕДЕЛЬНЫХ УГЛЕВОДОРОДОВ
Олефины, кроме замещения атомов водорода хлором, способны к аддитивному хлорированию — присоединению хлора по двойной связи.
В зависимости от температуры можно почти нацело осуществить и присоединение хлора, и замещение им атомов водорода с сохранением двойной связи. Так, присоединительное хлорирование протекает при низких температурах (20—40°C), а заместительное при высоких (150—500 °C).
При хлорировании олефинов в газовой фазе присоединение и замещение являются двумя независимыми направлениями реакции. Для получения монохлорпроизвод-ных заместительное хлорирование ведут в 5—7-кратном избытке углеводорода. При аддитивном хлорировании соотношение хлора и углеводорода близко к стехиометрическому, а избыток углеводорода составляет 5—20% от стехиометрического. Присоединительное хлорирование осуществляют как в жидкой, так и в газовой фазах. Основные типы реакторов для жидкофазного хлорирования — барботажные аппараты: а) с мешалкой и внутренним охлаждением (рубашка, змеевик); б) пустотелые барботажные колонны с охлаждением за счет испарения жидкости или с выносным охлаждением. Для газофазного хлорирования применяют адиабатический реактор, аналогичный аппарату для хлорирования парафинов.
Гидрохлорирование — взаимодействие непредельных углеводородов с хлор водородом, приводящее к образованию монохлорпроизводных соответствующих парафинов. Присоединение молекулы НС1 к непредельным углеводородам идет по правилу Марковникова: атом хлора присоединяется по двойной связи к наименее гидрогенизо-ванному атому углерода, а водород — к наиболее гидро-генизованному, поэтому при гидрохлорировании непредельных углеводородов получаются только вторичные и третичные хлорпроизводные.
Исключение составляет этилен, образующий с НО первичное хлор производное — этилхлорид, используемый для получения распространенного антидетонатора— тетраэтилсвинца, как этилирующее средство, хла-доагент и др. Синтез этилхлорида ведут в жидкой фа-84
зс —- в среде растворителя (жидкий зтилхлорид) при -15°С и 0,1 МПа.
Пример 1. На установку хлорирования пропилена производи-гельностью 1050 кг аллилхлорида в час подают в час 1925 м3 технического пропилена, объемная доля С3Н6 в котором 96%. Определить затраты электролитического хлора (объемная доля хлора 98%) и мольное соотношение С3Н6: С12, если выход аллилхлорида составляет 80% по хлору.
Решение. Уравнение реакции:
СН2=СН—СН3 + С12 - СН2=СН—СН2С1 + НС1 22,4 м3 22,4 м’ 76,5 кг
Объемный расход электролитического хлора
1050-22,4
76,5
= 307,45 мз/ч
Объемный расход электролитического хлора с учетом 80%-ного ныхода:
307,45-100
80
= 384,3 м3/ч или
384,3
= 17,15 кмоль/ч
Объемный расход хлора с учетом объемной доли:
Расход пропилена:
384,3-100
98
= 392,15 м®/ч
1925-96
100-22,4
= 82,5 кмоль/ч
Мольное соотношение пропилена и хлора:
82,5 :П7,15= 4,8 :-1
Пример 2. Определить объемную скорость подачи хлорводоро-ц.т на установку окислительного хлорирования этилена, если объем псевдоожиженного слоя -катализатора в реакторе составляет 75 м3, производительность установки по дихлорэтану 12500 кг/ч, выход шхлорэтана 85% по хлорводороду. Определить объем воздуха для проведения процесса.
Решение. Уравнение реакции:
СН2=СН2 + 2НС1 + 0,5О2 - С2Н4С12 + Н2О
I28K?	2-22,4м’ 0,5-22,4м’ 99кг
Объемный расход хлорводорода по уравнению реакции:
< )б ьемный р асход
12 500-44,8
99
= 5656,56
м3/ч
хлорводорода с учетом 85 %-него
выхода:
5656,56-100
85
6654,79
м3/ч
Объемная скорость подачи хлорводорода: 6654,79 : 75 = 88,73 ч-1
85
Объемный расход кислорода по уравнению реакции:
12 500-0,5-22,4
---------	= 1414,14 м»/ч
99
Объемный расход воздуха:
1414,14-100 -----------— S13A м3/ч 21
где 21—объемная доля кислорода в воздухе (%).
Пример 3. Определить объемный .расход охлаждающей воды для снятия выделяющейся теплоты в хлораторе при получении дихлорэтана (3000 кг/ч) прямым хлорированием этилена, если охлаждающая вода в процессе теплообмена нагревается на 7 К, а тепловой эффект процесса равен 200 кДж/моль.
Решение. Уравнение реакции:
СН2=СН2 + С12 - С1СН2—СН2С1 28 кг 71 кг 99 кг
Количество выделяющейся теплоты:
200-3000-1000 ---——--------= 1683 кВт 99-3600
Массовый расход охлаждающей воды:
1683
------= 57,39 кг/с или 0,0575 м®/с
4,19-7
Задачи
233. Определить объем катализатора в реакторах гид-рохлорнрования этилена при производительности 550 кг/ч по этилхлориду, если выход этилхлорида р.mi-п 90% по этилену, а объемная скорость подачи газо-iioii смеси с мольным соотношением НС1: С2Н4, равным 1,05 I, составляет 100 ч~1.
231. Определить производительность установки по и нл хлориду, если объем катализатора в реакторах р шеи 4,1 м3, объемная скорость подачи смеси (НС1-ф | < 11.|) составляет 110 ч-1, выход этилхлорида равен '>0%, а мольное соотношение хлорводорода и этилена p.iiiiio 1,05 : 1.
‘*35. Определить число реакторов, необходимых для прямого хлорирования этилена, если при этом получается и час 1510 кг дихлорэтана-сырца, время пребывания реакционной массы в реакторе 4 ч, плотность реакцион-iioii массы 1240 кг/м3, объем стандартного реактора (i м:!, коэффициент заполнения реактора 0,8.
‘.’3(> Определить число реакторов для получения в час ’<> । дихлорэтана методом окислительного хлорирования )1ь
этилена, если производительность 1 м3 катализатора составляет 172 кг дихлорэтана в час, а объем катализатора в одном реакторе 75 м3.
' 237. Определить объем катализатора в реакторе с псевдоожиженным слоем катализатора, если производительность реактора составляет 12,5 т дихлорэтана в час, объемная скорость подачи хлорводорода 79 ч-1, выход дихлорэтана 95% по хлор водороду.
238. Определить объемную скорость подачи хлорводорода в реактор окислительного хлорирования этилена, если объем псевдоожиженного слоя катализатора в реакторе составляет 75 м3, а производительность установки равна 13 т дихлорэтана в час. Определить объемный расход воздуха для проведения процесса, если выход дихлорэтана равен 85% по хлорводороду.
\/239. Определить объемный расход этилена для установки окислительного хлорирования с объемом псевдоожиженного слоя 75 м3, если производительность 1 м3 катализатора составляет 170 кг дихлорэтана в час, а степень конверсии этилена равна 92,5%-
240. Определить массовый расход этиленовой фракции, массовая доля этилена в которой равна 96%, и технического хлорводорода (массовая доля хлорводорода 95%) для получения в час 570 кг этилхлорида, если его выход по этилену равен 90%, а мольное соотношение этилена и хлорводорода равно 1,05: 1.
<1 241. Определить производительность установки по этилхлориду, если объем катализатора в реакторах равен 4,1 м3, объемная скорость подачи смеси (хлорводо-род и этилен) составляет 100 ч-1, мольное соотношение НСкСгН* равно 1,05:1, выход этилхлорида 90% по этилену.
7 242. Определить объемные расходы технического хлора (объемная доля хлора 85%) и технического этилена (объемная доля этилена 92%) на установке производительностью 1500 кг дихлорэтана в час, если выход дихлорэтана равен 91% по хлору, а избыток этилена составляет 11% от стехиометрического. Определить расходные коэффициенты.
243. Определить затраты электролитического хлора (массовая доля хлора 95%) и этиленовой фракции( массовая доля этилена 20%) для получения в час 2450 кг реакционной массы (массовая доля дихлорэтана 92%), если выход дихлорэтана составляет 91% по этилену, а
87
его избыток равен 11% от количества, необходимого для проведения процесса. Определить также расходные коэффициенты.
'/244. Определить производительность установки по дихлорэтану, если в реактор хлорирования этилена подают в час 1950 кг технического хлора (массовая доля хлора 98%). Выход дихлорэтана составляет 95% по хлору. Определить расходный коэффициент по хлору.
245.	Определить объемный расход этиленовой фракции (объемная доля этилена 92%) для получения в час 2000 кг дихлорэтана прямым хлорированием, если при хлорировании образуется трихлорэтан в количестве 5% от массы дихлорэтана, а степень конверсии этилена в дихлорэтан равна 91%.
246.	Определить объемные расходы 96%-ного (объемные доли) пропилена и 98%-ного хлора для установки производительностью 1200 кг/ч по аллилхлориду, если выход аллилхлорида составляет 80% по хлору, а мольное соотношение пропилена и хлора равно 5:1.
247.	Определить массовые расходы 97%-ного (массовые доли) пропилена и 98%-ного хлора для получения в час 2380 кг аллилхлорида-сырца (массовая доля аллилхлорида 85%), если выход аллилхлорида составляет 80% по хлору, а мольное соотношение пропилена и хлора равно 5:1.
248.	На установку производительностью 1100 кг аллилхлорида в час подают 1215 м3 96%-него (объемные доли) пропилена. Определить мольное соотношение пропилена и хлора, если выход аллилхлорида составляет 80% по хлору.
249.	На установку получения аллилхлорида подают в час 1080 кг пропилена (массовая доля пропилена 98%). Определить производительность установки по аллилхлориду, если мольное соотношение пропилена и хло ра равно 5:1, а выход аллилхлорида составляет 80% по хлору.
250.	Определить тепловой эффект реакций образования
а)	аллилхлорида
СН2=СН—СНз + С12 - СН2=СН—СН2С1 + НС1
б)	1,3-дихлорпропена-1
СН2=СН—СН3+ 2С1а - СНС1=СН—СН2С1 + 2НС1
88
и) 2-хлорпропена-1:
CH2=CH—CH3+Cl2 - СН2=СС1—сн3 + НС1
если энергии разрыва связей равны: 412 кДж/моль для С—Н, 239 кДж/моль для С1—С1, 427 кДж/моль для II—С1, 327 кДж/моль для С—С1.
251.	Определить тепловой эффект реакции:
а)	хлорирования этилена
С2Н4 - С12 —* С2Н4С12
б)	окислительного хлорирования этилена
С2Н4 + 2НС1 + 0,5О2	С2Н4С12+Н2О
если энергии разрыва связей равны: 412 кДж/моль для С—Н, 327 кДж/моль для С—С1, 613 кДж/моль для С = С, 239 кДж/моль для С1—С1, 427 кДж/моль для II—С1, 491 кДж/моль для 0 = 0, 339 кДж/моль для С—С, 460 кДж/моль для О—Н.
252.	Определить количество теплоты, которое выделится при получении в час 2160 кг аллилхлорида-сырца, содержащего 82% аллилхлорида, 2% 2-хлорпропена-1 и 16% 1,|3-дихлорпропена-1, если тепловой эффект реакций образования равен: для аллилхлорида и 2-хлорпропена-1 103 кДж/моль, для 1,3-дихлорпропена-1 206 кДж/моль.
253.	Определить расход теплоты, необходимой для предварительного нагревания в час 41000 кг пропилена от 20 до 40 °C. Определить также объемный расход топливного газа, необходимого для этой цели, если теплота его сгорания составляет 33100 кДж/м3, а удельная теплоемкость пропилена равна 1,6341 кДж/(кг-К).
''254. Определить количество теплоты, которое выделится при образовании в час 1500 кг дихлорэтана-сырца методом прямого хлорирования этилена если массовая доля дихлорэтана в сырце составляет 92%, а тепловой эффект реакции равен 141 кДж/моль.
255. Определить количество теплоты, которое выделится при получении в час 12,5 т дихлорэтана методом окислительного хлорирования этилена, если тепловой эффект реакции равен 165 кДж/моль.
v'256. Определить часовой объемный расход охлаждающей воды для снятия выделяющейся теплоты в реакторе при получении в час 1440 кг дихлорэтана прямым хлорированием этилена, если тепловой эффект процесса равен 200 кДж/моль, а охлаждающая вода в процессе теплообмена нагревается от 293 до 315 К.
₽9
v 257. Определить производительность установки по хлоропрену в процессе газофазного дегидрохлорирования 1,2-дихлорбутена-З, если в реактор поступает в час 5500 кг 1,2-дихлорбутена-З, а выход хлоропрена составляет 67% от теоретического.
ХЛОРИРОВАНИЕ
И ГИДРОХЛОРИРОВАНИЕ АЦЕТИЛЕНА
Хлорирование ацетилена по механизму реакции аналогично аддитивному хлорированию олефинов, но отличается высокой экзотермичностью (тепловой эффект 413,9 кДж/моль), поэтому в целях безопасности проводят хлорирование ацетилена в жидкой фазе (растворитель—тетрахлорэтан) в барботажной колонне с насадкой из стальных колец, выносным охлаждением и рассредоточенной подачей хлора по высоте колонны. Процесс применяют только для получения 1,1,2,2-тетрахлор-этана, дегидрохлорированием которого получают 1,1,2-трихлорэтен, являющийся ценным растворителем.
Реакция гидрохлорирования ацетиленовых углеводородов типична для соединений с тройной связью, а по экзотермичности почти в два раза превосходит реакцию гидрохлорирования олефинов. Присоединение хлорводорода к ацетилену протекает последовательно — с образованием винилхлорида и 1,1-дихлорэтана:
+HCI
СНгСН+НС1 - СН2=СНС1-----» СН3—СНС12
Поэтому гидрохлорирование ацетилена проводят только в присутствии селективных катализаторов, ускоряющих первую стадию присоединения.
В промышленности осуществляют гидрохлорирование ацетиленовых углеводородов для получения таких ценных продуктов, как винилхлорид и хлоропрен. Процессы можно проводить в жидкой и газовой фазах. Основные типы реакторов для жидкофазного гидрохлорирования — реактор с рубашкой; для газофазного хлорирования— кожухотрубные теплообменные аппараты, трубное пространство которых заполнено катализатором, или реактор с псевдоожиженным слоем катализатора.
Пример 1. Определить производительность по 1,'1,2,2-тетра-хлорэтану на установке хлорирования ацетилена, если на хлорирование подают в час 130 м3 осушенного ацетилена (массовая доля ацетилена 99,8%). Степень конверсии ацетилена в тетрахлорэтан 90
08%. Хлор подают на процесс .в 5 %-ном избытке От стехиометрического количества. Определить расходные коэффициенты.
Решение. Уравнение реакции:
СН=СН + 2С12 - С2Н2С14 22,4 м3 142 кг 168 кг
Производительность по 1,1,2,2-тетрахлорэтану с учетом 98%-ного иыхода и массовой доли ацетилена:
130-0,998.168-0,98
= 953,58 кг/ч
22,4
Массовый расход хлора с учетом 5%-ного избытка:
953,58-142-1,05 -------------- =846,31 кг/ч
168
Расходные коэффициенты: а) по ацетилену
теоретический 22,4 : 0,168 =133 м3/т фактический 130 : 0,954 = 136 м3/т б) по хлору
теоретический 142 : 0,168 = 845 м®/т фактический 846,31 : 0,954 = 887 мЗ/т
Пример 2. Определить число реакторов для получения винилхлорида, если на гидрохлорирование поступает в час 595 м3 хлор-иодорода. Объем катализатора в каждом реакторе 6 м3, производительность I м3 катализатора составляет 50 кг винилхлорида в час, выход винилхлорида 90% по хлорводороду.
Решение. Уравнение реакции:
СН=СН + НС1-------- СН2=СНС1
22,4 м3	62,5 кг
Количество винилхлорида с учетом 90%-него выхода составит:
595-62,5-90
—™= 1494,14 кг/ч 22,4-100	'
Число реакторов:
1494,14
— 5 6-50
Пример 3. В трубчатую печь иа пиролиз поступает в час 29 т дихлорэтана. Тепловая напряженность 1 м2 радиантной секции равна 37,2 кВт, количество переданной теплоты 1460 кДж иа 1 кг образующегося винилхлорида, степень конверсии дихлорэтана в винилхлорид составляет 60%. Определить число труб радиантной камеры, если их длина равна 12,5 м, а диаметр 152X11 мм.
Решение. Уравнение реакции:
С2Н4С12 - СН2=СНС1 + НС1
99 кг 62,5 кг
91
Количество винилхлорида с учетом степени конверсии:
L 29,000-62,5-60 99-100
= 10 984,8 кг/ч
Расход теплоты, необходимой для пиролиза:
10 984,8-1460
3600
4454,9 кВт
Площадь поверхности теплообмена радиантной секции:
4454,9:37,2 = 119,7 м2
Площадь поверхности теплообмена одной трубы:
3,14-0,152-12,5 = 5,966 м2
Число труб:
119,7 : 5,966 = 20
Задачи
х, 258. Определить производительность установки по тетрахлорэтану на стадии хлорирования ацетилена, если на хлорирование подают в час 120 м3 осушенного ацетилена (массовая доля ацетилена 99,8%) а степень кон версии ацетилена в тетрахлорэтан равна 98%- Опреде лить также расходный коэффициент ацетилена.
259.	Определить производительность (по тетрахлорэтану) реактора-хлоратора для получения тетрахлор этана методом жидкофазного хлорирования ацетилена, если расход электролитического хлора (массовая доля хлора 99%) составляет 235 м3/ч, а выход тетрахлорэта на 96% по хлору. Определить также расход хлора на 1 т тетрахлорэтана.
260.	Определить число стандартных реакторов-хлора торов (общая высота 10400 мм, высота насадки 7000 мм, диаметр реактора 900 мм), если производительность 1 м3 реакционного объема составляет 198,7 кг тетрахлор этана в час, а производительность всей установки 1,75 i тетрахлорэтана в час.
261.	Определить число реакторов-хлораторов (общая высота 10400 мм, высота насадки 7000 мм, диаметр ре актора 900 мм), если длительность хлорирования 2,5 ч, количество тетрахлорэтана, образующегося за 1 час, составляет 5520 кг, а плотность тетрахлорэтана равп;1 1600 кг/м3. Рабочей высотой считать высоту насадки.
262.	Определить массовые расходы винилхлорид:! (массовая доля винилхлорида 99,9%) и испаренного хло ра (массовая доля хлора 99,5%) для получения в час 1940 кг трихлорэтана-сырца, если выход трихлорэтаи;! 92
составляет 95% по винилхлориду. Определить также расходные коэффициенты.
263.	Определить массовые расходы хлорводорода (массовая доля НС1 99,9%) и технического ацетилена (массовая доля ацетилена 99,5%) для получения в час 7660 кг винилхлорида-сырца (массовая доля винилхлорида 92%), если выход винилхлорида составляет 99,6% по ацетилену, а хлорводород берут с 10%-ным избытком от стехиометрического количества.
264.	Определить массовые расходы хлорводорода и ацетилена для установки производительностью 1800 кг винилхлорида в час, если массовые доли компонентов в контактном газе таковы: 94,8% винилхлорида, 4,2% хлорводорода, 0,6% дихлорэтана, и 0,4% ацетальдегида.
265.	В трубчатом реакторе для получения винилхлорида гидрохлорпрованием ацетилена имеется 1069 труб диаметром 57X3,5 мм и длиной 3 м. Определить объемный расход ацетилена, если производительность 1 м3 реакционного объема равна 65 кг/ч, а выход винилхлорида 96% по ацетилену.
* 266. Определить число реакторов для получения винилхлорида, если на гидрохлорирование ацетилена поступает 475 м3 хлорводорода. Объем катализатора в каждом реакторе 6 м3, производительность 1 м3 катализатора 50 кг винилхлорида в час, а выход винилхлорида составляет 90% по хлорводороду.
( 267. Радиантная секция печи пиролиза дихлорэтана состоит из 20 труб диаметром 152X11 мм и длиной 12,5 м. Определить суточную мощность печи по винилхлориду, если степень конверсии дихлорэтана в винилхлорид составляет 60%, выход винилхлорида 98,2%, а удельный расход дихлорэтана (на 1 м2 внутренней поверхности радиантных труб) 340 кг/ч.
v/ 268. В трубчатую печь на пиролиз поступает в час 35 т дихлорэтана. Тепловая напряженность 1 м2 радиантной секции равна 37,2 кВт, количество переданной теплоты 1460 кДж на 1 кг образующегося винилхлорида, а степень конверсии дихлорэтана в винилхлорид равна 50%. Определить число труб радиантной секции, если их длина 12,5 м, а диаметр 152X11 мм.
269. Определить число трубчатых реакторов для производства 2 т винилхлорида в час, если выход винилхлорида равен 98%по ацетилену, мольное соотношение С2Н2 : НС1= 1 : 1,1, массовая доля хлорводорода в тех-
ническом сырье 97%, а нагрузка на аппарат По техническому хлорводороду составляет 268 кг/ч.
ч 270. Определить массовую производительность по винилхлориду одного трубчатого реактора-гидрохлоратора, если расход ацетилена (объемная доля ацетилена 99,5%) составляет 190 м3/ч, а степень конверсии ацетилена в винилхлорид равна 98%• Определить производительность 1 м3 катализатора, если в реакторе имеется 1100 трубок диаметром 57><3,5 мм и общей длиной 3000 мм.
» 271. Определить количество теплоты, которая выделится при гидрохлорировании ацетилена, если расход хлорводорода на гидрохлорирование составляет 410 м8/ч, степень конверсии хлорводорода в винилхлорид равна 88%, а тепловой эффект процесса составляет 109 кДж/моль.
272. Определить количество теплоты, выделяющейся при получении 1750 кг тетрахлорэтана в час, если тепловой эффект реакции равен 332 кДж/моль.
273. Определить количество тетрахлорэтана, необходимого для отвода теплоты реакции, выделяющейся в реакторах-хлораторах при получении в час 5500 кг тетрахлорэтана, если при этом тетрахлорэтан нагревается с 298 до 358 К, а его удельная теплоемкость равна 1,495 кДж/(кг-К).
v-274. В реактор жидкофазного гидрохлорирования винилацетилена непрерывно поступает в час 1160 м3 технического хлорводорода (объемная доля хлорводорода 96%). Определить производительность установки по хлоропрену, если его выход составляет 75% по хлорводороду. Определить расход технического хлорводорода.
275.	В реакторе жидкофазного гидрохлорирования винилацетилена, заполненном водным раствором хлоридов меди и аммония получают в час 550 кг хлоропрена. Определить массовые расходы хлорводорода и винилацетилена, если массовая доля хлорводорода в техническом сырье составляет 96%, а хлорводород расходуется с 10%-ным избытком от стехиометрического.
276.	Определить производительность по реакционной массе, получаемой при гидрохлорировании 2000 кг винилацетилена в час, если степень конверсии винилацетилена в хлоропрен составляет 92%, длительность хлорирования 1 ч, плотность хлоропрена-сырЦа равна 960 кг/м3.
94
277.	Определить производительность установки по хлоропрену в процессе жидкофазного гидрохлорирования винилацетилена, если съем с 1 м3 катализатора (водный раствор хлоридов меди и аммония) составляет 1360 кг хлоропрена в час, а объем катализаторной жидкости равен 3,3 мэ.
ХЛОРИРОВАНИЕ АРОМАТИЧЕСКИХ УГЛЕВОДОРОДОВ
Ароматические углеводороды под действием хлора способны к трем разным превращениям: к замещению атомов водорода в ароматическом ядре или в боковой цепи и к присоединению хлора по связям в ядре.
Замещение атомов водорода в ядре протекает в присутствии катализаторов в жидкой фазе. Процесс можно вести периодически и непрерывно. Для периодических процессов применяют реактор с мешалкой и внутренним охлаждением, а для непрерывных используют аппараты колонного типа, в которых отвод теплоты осуществляют за счет испарения части бензола, после конденсации в обратном холодильнике возвращаемого в хлоратор.
Замещение в боковую цепь возможно для алкилароматических соединений, а также для многоядерных и конденсированных ароматических углеводородов и протекает подобно хлорированию парафиновых углеводородов. Наибольшее значение в промышленности имеет процесс хлорирования толуола до бензилхлорида, осуществляемый в присутствии катализатора при 80— 110°С и 0,1 МПа.
В реакторах колонного типа или в реакторах с мешалками присоединение хлора по связям в ароматическом ядре может быть осуществлено лишь при инициировании процесса (облучение, использование химических инициаторов). Процесс протекает в жидкой фазе в реакторах колонного типа при 20—40 °C и 0,1 МПа.
Пример 1, На установке хлорирования бензола производительностью по хлорбензолу 4100 кг/ч съем реакционной теплоты осуществляют за счет испарения части бензола. Определить количество теплоты, выделяющейся при хлорировании, и количество испаренного бензола, если теплота его испарения в условиях процесса равна 392 кДж/кг. За счет испарения снимается 80% выделяющейся теплоты (тепловой эффект равен 201 кДж/моль).
Решение. Уравнение реакции:
СвНв+С12 - СвН6С1+НС1 78кг 71кг 112,5кг 36,5кг
95
Количество теплоты, выделившейся при хлорировании:
201-4100-1000
112,5-3600
= 2034,8 кВт
Количество теплоты, снимаемой испаряющимся бензолом:
2034,8-80
100
=1627,85 кВт
Массовый расход бензола на испарение:
1627,85 : 392= 4,15 кг/с или 14 940 кг/ч
Пример 2. Определить число реакторов (объем 6,3 м3, коэффициент заполнения 0,75) для получения в час 9280 кг бензилхло-рида-сырца, если длительность хлорирования толуола равна 2 ч, а плотность реакционной массы равна 987 кг/м3.
Решение. Реакционный объем аппарата:
6,3-0,75 = 4,725 м3
Объем реакционной массы в условиях процесса:
9280-2
------=18,81 м3
987
18,81 : 4,725 = 4
Число реакторов:
Задачи
278.	Определить массовый расход бензола на установке часовой производительностью 3600 кг хлорбензо-ла-сырца (массовая доля хлорбензола 31 %), если степень конверсии бензола составляет 60%, а селективность по хлорбензолу равна 97%.
279.	Определить массовый расход бензола на установке часовой производительностью 3600 кг хлорбензо-ла-сырца, если он имеет следующий состав (в массовых долях): хлорбензол 31%, дихлорбензол 3%, трихлорбензол 0,5%, бензол — остальное. Количество испарившегося бензола 1,8 т на 1 т хлорбензола. Определить расход ный коэффициент бензола (в расчете на хлорбензол).
280.	Определить массовый расход бензола на установке производительностью 3600 кг хлорбензола в час, если состав реакционной массы следующий (массовые доли): бензол 66,5%, хлорбензол 31,2%; селективность по хлорбензолу 94%, количество теплоты, уносимой испарившимся бензолом, равно 700 кВт, а теплота испарения бензола 391,3 кДж/кг.
281.	На установку хлорирования подают в час 18850 кг бензола. Определить производительность установки по хлорбензолу, если количество бензола в реак-96
ционной смеси равно 8700 кг (в час), количество теплоты, уносимой испарившимся бензолом, 780 кВт, теплота испарения бензола в условиях процесса 31 кДж/моль, а селективность по хлорбензолу 94%.
282.	На установку производительностью 4100 кг хлорбензола в час подают 19 т бензола. Определить количество испаренного бензола, если количество бензола в реакционной смеси равно 8800 кг/ч, а селективность по хлорбензолу составляет 93%.
283.	На установку производительностью 3600 кг хлорбензола в час подают 17,5 т бензола. Определить селективность по хлорбензолу, если количество бензола в реакционной смеси равно 8420 кг/ч, количество теплоты, снимаемой испаряющимся бензолом, 700 кВт, а теплота испарения бензола в условиях процесса 392 кДж/кг.
284.	Определить производительность (по хлорбензолу) установки хлорирования бензола, если на хлорирование подают в час 730 кг технического хлора (массовая доля хлора 96,8%), а выход хлорбензола составляет 95%. Определить также расход технического хлора.
' 285. Определить производительность (по хлорбензолу) установки хлорирования бензола, если на хлорирование подают в час 18500 кг осушенного бензола, степень конверсии бензола составляет 43%, а селективность по хлорбензолу 96%.
286.	Определить тепловой эффект хлорирования бензола с получением хлорбензола и на основании полученных данных рассчитать количество теплоты, выделяющейся при получении в час 3800 кг хлорбензола-сырца (массовая доля хлорбензола 31%), и количество испаренного бензола, если теплота испарения бензола в условиях процесса равна 30,5 кДж/моль. Энергия связей: 412 кДж/моль для С—Н, 327 кДж/моль для С—С1, 427 кДж/моль для Н—С1, 239 кДж/моль для С1—С1.
287.	Определить объемный расход технического хлора (объемная доля хлора 96%) для получения в час 4700 кг бензилхлорида-сырца из толуола, если выход бензилхлорида-сырца составляет 85% по хлору. Определить массовый расход толуола и рассчитать расходные коэффициенты (без учета возврата толуола), если толуол на реакцию подают с 15%-ным избытком от стехиометрического количества.
288.	Определить число реакторов (объем 6,3 м3, коэффициент заполнения 0,75) для получения в час 4640 кг 4—529	97
бензплхлорида-сырца, если длительность хлорирования толуола 2 ч, а плотность реакционной массы 987 кг/м3.
©ТСРИРОБАНИЕ УГЛЕВОДОРОДОВ
Очень высокая активность атомов фтора, а вследст вие этого высокая экзотермичность процессов фторирования обеспечили разработку своеобразных методов получения фторпроизводных. В качестве фторирующих агентов используют смесь фтора с азотом, а также фториды серебра, меди, кобальта и свинца. Широко применяется в промышленности гидрофторирование. Фторирование можно осуществлять в жидкой (в среде растворителя) и в газовой фазах.
Пример I. На установку каталитического газофазного фторирования поступает 160 кг гептана в час. Определить объемный расход азото-фторидной смеси (объемное соотношение N2:F2=2:1)h производительность по перфторгептану, если его выход составляет 62% от теоретического по гептану.
Решение. Процесс фторирования идет в две стадии. В первой стадии углеводород взаимодействует с дифторидом серебра; при этом дифторид серебра переходит в монофторид. Во второй стадии полученный монофторид серебра регенерируется в дифторид при действии свободного фтора. Уравнения реакций:
С,Н18 + 32AgF2 C,Fle + 32AgF + 16HF
32AgF + 16F2 32AgF2______________
C,Hle+16F2 - C7Fle+ 16HF
100 кг 16-22,4 м3 388 кг 320 кг
Производительность	по перфторгептану по уравнению реакции: 160-388 	= 620,8 кг/ч 100
Производитель кость ного выхода:	установки по перфторгептану с учетом 62%- 620,8-62 	= 384,9 кг/ч 100
Объемный расход фтора в условиях процесса:
384,9-22,4-16	„„ „
---------------= 355,53 м3/ч
388
Объемный расход азото-фторидной смеси:
355,53-2 + 355,53 = 1066,6 м3/ч
Задачи
289.	На установку газофазного каталитического фторирования поступает 1200 кг бензола в час. Определить 96
объемный расход азото-фторидной смеси (объёмное соотношение N2: F2 равно 2:1) и производительность по перфторбензолу, если его выход составляет 58% от теоретического по бензолу.
290.	На установку газофазного каталитического фторирования поступает 800 кг антрацена в час. Определить объемный расход азото-фторидной смеси (объемное соотношение N2: F2 равно 2:1) и производительность по перфтор антрацену, если его выход составляет 43% от теоретического по антрацену.
291.	На установку газофазного каталитического фторирования поступает 1500 кг трифторметил бензол а (CeH5CF3) в час. Определить объемный расход азото-фторидной смеси (объемное соотношение N2:F2 равно 2: 1) и производительность по перфтортолуолу, если его выход составляет 85% от теоретического по трифторме-тилбензолу.
292.	Определить массовый расход катализатора (AgF2) на получение 2400 кг перфторгептана в час и массовый расход фтора на регенерацию катализатора, если при фторировании 75% загруженного в реактор AgF2 восстанавливается до AgF. Катализатор загружают в 50%-ном избытке от стехиометрического количества.
293.	Определить массовый расход катализатора (AgF2) на получение 2000 кг перфторбензола в час и массовый расход фтора на регенерацию катализатора, если при фторировании 30% загруженного в реактор AgF2 восстанавливается до AgF. Катализатор загружают в 50%-ном избытке от стехиометрического количества.
294.	Определить массовые расходы тетрахлорметана и фторводорода для установки производительностью 1080 кг дихлордифторметана (фреон-12) в час, если выход фреона-12 составляет 78% по тетрахлорметану и 85% по фторводороду.
295.	На установку получения фреона-12 подают 485 кг фторводорода в час. Определить производительность установки по фреону-12 и расход тетрахлорметана, если выход фреона-12 равен 85,5% по фторводороду, а мольное соотношение HF: СС14 равно 0,45: 1.
296.	На установку газофазного каталитического хлоргидрофторирования метана поступает 4820 кг осушенного хлора в час. Определить массовый расход технического метана (массовая доля метана 96%) и производительность по фреону-12, если степень конверсии хлора 4*	99
составляет 96,4%, а селективность по фреону-12 равна 53,1%.
297.	Производительность установки газофазного каталитического хлор гидрофторирования составляет 1050 кг фреона-12 в час. Определить массовые расходы технического метана (массовая доля метана 96%), хлора и фторводорода, если степень конверсии хлора равна 96,4%, а селективность по фреону-12 составляет 53%. Фторводород подают в процесс с 4%-ным избытком от стехиометрического количества.
298.	Определить конструктивные размеры (диаметр и высоту) реактора для непрерывного процесса хлоргидрофторирования метана в псевдоожиженном слое катализатора, если объемная скорость газа равна 0,23 м3/с, а линейная — 0,18 м/с. Соотношение Н/D равно 15: 1.
299.	Производительность установки газофазного каталитического хлоргидрофторирования составляет 1030 кг фреона-12 в час, объемный расход смеси газов в реакторе равен 0,47 м3/с, плотность сырья 190,4 кг/м3. Определить общий объем катализатора.
300.	В реакторе каталитического газофазного хлоргидрофторирования высота слоя катализатора равна 4,07 м, диаметр реактора 0,9 м, а производительность 1 м3 катализатора составляет 9,14 кг фреона-12 в час. Определить число реакторов для получения 3153 кг фреона-12 в час.
\ 301. На установку газофазного хлоргидрофторирования поступает в час 1084 кг осушенного фторводорода. Производительность 1 м3 катализатора 47,2 кг в час по фторводороду; общий объем катализатора в реакторе 11,5 м3. Определить необходимое число реакторов.
Раздел 3
ПРОМЫШЛЕННЫЕ СПОСОБЫ ПОЛУЧЕНИЯ
КИСЛОРОДСОДЕРЖАЩИХ ОРГАНИЧЕСКИХ СОЕДИНЕНИЙ
Потребность в многотоннажных кислородсодержащих органических соединениях постоянно возрастает, что связано с их применением в качестве исходных веществ многоцелевого назначения.
100
Кислородсодержащие оргапическйе соединения могут быть получены синтезом из оксида углерода и водорода, гидратацией непредельных соединении, окисли-ц'лыюй переработкой углеводородов.
ПОЛУЧЕНИЕ СИНТЕТИЧЕСКИХ СПИРТОВ
Метанол
В настоящее время метанол получают на установках производительностью 1000—2250 т в сутки и более из ’ннтез-газа в присутствии катализаторов:
СО 4 2Н2 Д* СН3ОН	—AZ/g9g = 90,7 кДж/моль
Использование цинк-хромового катализатора определи-ю такие параметры этого процесса: температура 350— 100 °C, давление 30 МПа и выше. Применение более вы-хжоэффективных медьсодержащих катализаторов позволило снизить температуру до 250—320 °C, а давление (о 5—10 МПа.
Пример. В колонну синтеза метанола, объем цинк-хромового пгализатора в которой составляет 3,6 м3, поступает по основному ходу в час 129600 м3 синтез-газа, что равно 80% от его общего исхода на входе. Определить объемную скорость синтез-газа и уточную производительность катализатора, если степень конверсии ннтез-газа равна 9%, а селективность по метанолу в расчете на совращенный синтез-газ составляет 87,8%.
Решение. Уравнение реакции:
СО + 2Н2 ДГ СН3ОН
3-22.4 м3 32 кг
'исход синтез-газа на входе в колонну:
100
129 000 —— = 162 000 №/ч
Съемная скорость подачи синтез-газа:
162 000 : 3,6 = 45 000 ч-1
1роизводитсльность колонны по метанолу с учетом степени кон-рсии синтез-газа и селективности:
162 000-32	9	87,8
кг/ч
1роизводительность 1 м3 катализатора:
6096-24
--------= 40,6 т/(м3-сут)
3,6-1000	1
101
Задачи
302.	Производительность колонны синтеза по метаноI I лу составляет 6000 кг/ч. Определить объем цинк-хромо | вого катализатора в колонне, если объемная скорое и II подачи синтез-газа равна 42000 ч ', степень его конвсрВ сии за один проход через катализатор 8,8%, а селектип Ь ность по метанолу составляет 87,1 %-
303.	В колонну синтеза метанола, объем цпнк-хромо | вого катализатора в которой равен 4 м3, поступает pl, час 135600 м3 синтез-газа. Производительность 1 м3 кп г тализатора составляет 42 т/сут по метанолу-сырцу, м;п I совая доля метанола в котором 92,5%- Определит!! объемную долю холодного (байпасного) синтез-газа пл | входе ( в %), если степень конверсии синтез-газа .и один проход через катализатор равна 9,2%, а селектип1 ность по метанолу составляет 87,2 % -
304.	В колонне синтеза метанола, на полках которы | находится 3,6 м3 цинк-хромового катализатора, за счи! теплового эффекта, равного 3000 кДж на 1 кг метанола I выделяется 5000 кВт теплоты. Определить объемнум скорость подачи синтез-газа, если степень конверешя синтез-газа равна 9,1%, а селективность по метанолу! составляет 87,3%.
305.	В колонну синтеза метанола поступает в чаД 165400 м3 синтез-газа с массовой скоростью 17500 кг/ч на 1 м3 цинк-хромового катализатора. Определить су Г точную производительность колонны ( в расчете и I 100%-ный метанол), если часовая производительное!i| 1 м3 катализатора составляет 1660 кг метанола-сырца1 массовая доля метанола в котором равна 92%.
306.	Часовая производительность шестиполочной К"1 лонны синтеза метанола на цинк-хромовом катализат» ре составляет 7000 кг метанола-сырца, массовая долИ метанола в котором равна 92%. При объемной скороси подачи синтез-газа 40000 ч1 степень его конверсии ран на 8,7%, а селективность по метанолу составляет 86,5% I Определить внутренний диаметр колонны, если высо!.|, слоя катализатора на каждой полке 660 мм.
307.	В колонну синтеза метанола поступает в ч:ь| 150000 м3 синтез-газа. Из колонны выходит rasoiui'l смесь, массовая доля метанола в которой равна 9,9'Д при степени конверсии синтез-газа в метанол 7,42%- L холодильнике-конденсаторе газовая смесь охлаждается! от 130 до 35° С, а пары метанола при этом конденсиру! 102
ются. Определить массовый расход охлаждающей воды в холодильнике-конденсаторе, если температура воды повышается на 35 К. Принять удельные теплоемкости газовой смеси и воды соответственно 2,86 кДж / (кг-К) и 4,18 кДж/ (кг-К), теплоту конденсации паров метанола 1171 кДж/кг.
308. Производительность пятипблочной колонны синтеза метанола с внутренним диаметром 1,2 м составляет 5800 кг метанола в час. При объемной скорости подачи синтез-газа 45000 ч-1 селективность по метанолу достигает 86,5%. Определить степень конверсии синтез-газа за один проход, если высота слоя катализатора на каждой полке равна 710 мм.
309. В колонну синтеза метанола с совмещенной на-Гадкой поступает в час 170000 м3 синтез-газа, степень конверсии которого в метанол составляет 7,5%. Из колонны выходит газовая смесь, массовая доля метанола в которой равна 8%. На выходе из катализаторной коробки 20% от массового расхода газовой смеси направляют |i котел-утилизатор, где она охлаждается с 390 до 130°С j;i счет преобразования водяного конденсата в пар с Давлением 18,7 МПа. Определить количество образующегося водяного пара, если теплота парообразования равна 722,6 кДж/кг, а удельная теплоемкость газовой меси 3,12 кДж/(кг-К).
Пример. Производительность реактора синтеза метанола на шэкотемпературном катализаторе (СНМ-1) составляет 15000 кг (елевого продукта в час. Такая производительность достигается ||)и объемной скорости подачи синтез-газа 10000 ч-1, степени его инверсии 6% и селективности по метанолу 87%. Определить высо-у слоя катализатора в реакторе, если его внутренний диаметр раки 3,6 м.
Решение. Уравнение реакции:
СО + 2Н2 СН3ОН '	'	32 кг
3.22,4 м3
'бъемнып расход синтез-газа для проведения процесса:
15 000-3-22,4 теоретический-------------= 31 500 м3/ч
фактический, 31 500-----.----= 603 448 м:,/ч
па входе	6	87
'бьем низкотемпературного катализатора в реакторе:
VK = 603 448 : 10 000 = 60,3 №
103
-4
Высота слоя катализатора:
, vk	60,3
~ 0,785d2 ~ 0,785-3,62 “ 5’93 м
Задачи
310.	В реактор синтеза метанола поступает в ча< 500000 м3 синтез-газа. При степени конверсии синтез газа за один проход через катализатор 4,5% производи тельность реактора составляет 222 т метанола в сутки Определить селективность по метанолу.
311.	В реактор (объем катализатора 60 м3) синтез., метанола при низком (5,3 МПа) давлении поступает л„ основному ходу 480000 м3 синтез-газа в час. Определит! долю байпасного (холодного) синтез-газа (в %), если производительность 1 м3 катализатора равна 220 кг мс танола в час, степень конверсии синтез-газа за один проход через катализатор 4,8%, а селективность по ме танолу 87,2%-
312.	В реакторе синтеза метанола при низко? (5,3 МПа) давлении находится 59,5 м3 катализатор.', производительность 1 м3 которого равна 250 кг метанол, в час. В процессе синтеза количество отдувочных и рас, воренных в метаноле газов составляет 18 м3 на 1 т мс танола. Определить объемный расход свежего и цирку ляционного газа на входе в реактор, если степень кон версии синтез-газа за один проход через катализатор равна 4,9%, а селективность по метанолу составляй 86,8%.
313.	Диаметр реактора синтеза метанола на низко температурном катализаторе равен 3,6 м, высота ело катализатора 6 м. При объемной скорости подачи спи тез-газа 10200 ч-1 степень его конверсии за один npoxoi через катализатор составляет 4,7%, а селективность и< метанолу равна 87,4 %- Определить суточную произв,-дительность реактора по метанолу-сырцу, массовая до ля метанола в котором 88% •
314.	Производительность реактора синтеза метано., на низкотемпературном катализаторе (СНМ-1) состап ляет 10000 кг метанола в час. Процесс проводят при 5,3 МПа и 290°С; в этих условиях степень конверсии синтез-газа за один проход через катализатор равна 5"/ а селективность по метанолу 87,2%. Определить вир ренний диаметр реактора, если линейная скорость спи 104
тсз-газа в сечении аппарата в рабочих условиях равна 0,82 м/с.
315.	В реактор синтеза метанола при низком давле-нин (производительность 15000 кг метанола в час) покупает синтез-газ с массовой скоростью подачи 5700 кг/ч на 1 м3 катализатора. В этих условиях степень конверсии синтез-газа в метанол равна 4,4%- Определить толщину стенки реактора, если его наружный диаметр 3,8 м, I высота слоя катализатора 5,88 м.
i 316. Реактор синтеза метанола заполнен низкотемпературным катализатором СНМ-1 (60 м3), производительность 1 м3 которого равна 6,24 т метанола в сутки. Для обеспечения такой производительности в реактор подают в час 2350 м3 свежего синтез-газа на 1 т обра-тующегося метанола; объемная доля диоксида углерода н свежем газе должна быть 8%, а мольное соотношение водород : оксид углерода равно 2,8 : 1. Определить объемную долю свежего синтез-газа, направляемого в двухступенчатый реактор конверсии СО до СО2 на железохромовом катализаторе.
। 317. Производительность завода 300 тыс. т метанола и год обеспечивается работой трех реакторов на низкотемпературном катализаторе СНМ-1. Степень конверсии синтез-газа за один проход через катализатор равна 5°/о, । селективность по метанолу 87,1%. Определить число колонн синтеза метанола при высоком (30 МПа) давлении, необходимых для обеспечения такой производительности, если объем катализатора в колонне 3,6 м3, а объемная скорость подачи синтез-газа в колонну 44500 ч-1. Число часов работы оборудования в году принять равным 8000.
318.	Производительность реактора синтеза метанола при низком (5 МПа) давлении равна 384 т метанола в сутки. Из реактора уходит газовая смесь с массовой долей метанола 3,3%, охлаждаемая в кожухотрубном теплообменнике от 280 до 120°С поступающим холодным синтез-газом. Определить число труб теплообменника (средний диаметр трубки 14,6 мм, длина 12 м), если удельная теплоемкость газовой смеси на выходе из колонны равна 3,2 кДж/(кг-К), коэффициент теплопередачи 520 Вт/(м2-К), а средний температурный напор !»5 К. Теплопотери теплообменника принять равными 5%.
319.	Метанол получают при низком давлении в реакторе большой единичной мощности. Перед поступлением
105
в реактор синтез-газ нагревают отходящей из реактора газовой смесью с 55 до 230°С в межтрубном пространстве теплообменника, площадь поверхности теплообмена которого равна 1870 м2, при коэффициенте теплопередачи 525 Вт/(м2-К) и среднем температурном напоре 55 К. Определить суточную производительность реактора по метанолу, если теплоемкость синтез-газа равна 3,15 кДж/(кг-К), а степень его конверсии в метанол 4,7%.
320.	Производительность реактора по метанолу, получаемому при 5—6 МПа, составляет 408 т/сут. Выделяющуюся теплоту (ПО кДж/моль) снимают, подавая холодный (байпасный) синтез-газ в реакционную зону; газ при этом нагревается с 55 до 270°С. Определить долю байпасного синтез-газа (в % от общего расхода на входе), если удельная теплоемкость синтез-газа при средней температуре 162,5°С равна 3,14 кДж/(кг-К), а степень его конверсии в метанол 4,8%.
321.	В процессе синтеза метанола на низкотемпературном катализаторе выделяется 17-103 кВт теплоты, которую снимают, подавая холодный синтез-газ в реакционную зону в количестве 25% от массового расхода синтез-газа на входе в реактор. Определить суточную производительность реактора по метанолу, если холод ный синтез-газ, удельная теплоемкость которого равна 3,15 кДж/(кг-К), нагревается на 212 К, а степень era конверсии в метанол составляет 4,7%•
Пример. Метанол получают прп 6—8 МПа и 230—270 °C в вер тикальном трубчатом реакторе, в трубах которого находится ката лизатор производительностью 312,5 кг/(м3-ч). Число труб 5878, внутренний диаметр трубы 34 мм, рабочая длина 7,5 м. Часть ре акционной теплоты (65% от теплового эффекта, равного 90,7 кДж на 1 моль) снимают за счет испарения водного конденсата в межтруб ном пространстве реактора; прп этом образуется насыщенны!! водяной пар давлением 3,5 МПа. Определить количество образую щегося водяного пара, если теплота испарения конденсата равна 1752 кДж/кг.
Решение. Уравнение реакции:
СО + 2Н2 СН3ОН
3-22,4 м3 32 кг
Объем катализатора в трубах реактора:
VK = 0,785d2/-n = 0,785-0,0342-7,5-5878 = 40 м3
Производительность реактора по метанолу:
312,5-40= 12 500 кг/ч
106
Количество выделившейся теплоты (за счет экзотермической ре-iKUiii-i образования метанола):
12 500 1000 ^г90’7 = 9842 кВт
Количество образующегося водяного пара:
9842
1752 0’65 ~ 3,65 кг/с или 3,65-3600= 13’145 кг/ч
Задачи
322.	Метанол получают в вертикальном трубчатом канторе (число труб 6600, внутренний диаметр 24 мм). 1роизводительность такого реактора по метанолу '28 т/сут. Синтез-газ поступает в реактор с объемной коростью 15250 чД в этих условиях степень его кон-П'рсии равна 6,5%, а селективность по метанолу 90%. Определить длину труб реактора.
' 323. Метанол получают в вертикальном трубчатом такторе (число труб 6500, их длина 7,5 м). Производи-сльность такого реактора по метанолу 300 т/сут. Син-сз-газ поступает в реактор с объемной скоростью 12200 ч '1: в этих условиях степень его конверсии равна
%, а селективность по метанолу 89 %- Определить утренний диаметр труб.
324.	В трубчатый реактор синтеза метанола посту-11ет в час 320000 м3 синтез-газа. Выделяющуюся тепло-у отводят за счет образования (в межтрубном пространстве реактора) водяного пара с давлением 4,5 МПа 1 количестве 1 т пара на 1 т метанола. Определить площадь поверхности теплообмена труб реактора, если степень конверсии синтез-газа равна 9%, селективность -роцесса 90%, удельная теплота парообразования (174 кДж/кг, а удельная тепловая нагрузка на трубы ,22 кВт/м2.
325.	Метанол получают в трубчатом реакторе, запол-спном медьсодержащим катализатором. В межтрубном ространстве за счет кипения конденсата образуется в нс 12000 кг водяного пара с давлением 4 МПа, что по-поляет утилизировать 70% выделяющейся теплоты 100 кДж/моль). Определить нагрузку реактора по пптез-газу, если степень его конверсии равна 8%, се-тктивность по метанолу 90%, а теплота парообразова-н|я 1712 кДж/кг.
326.	Производительность трубчатого реактора по ме-аиолу составляет 288 т/сут. При 270°С из реактора ухо-
107
дит газовая смесь, объемная доля метанола в котором равна 6%. Теплоту этих газов используют в теплообмен нике для подогрева исходного синтез-газа. Определить площадь поверхности теплообмена, если коэффициеш теплопередачи равен 125 Вт/(м2-К), средний темпера турный напор 55 К, мольная теплоемкость реакционных газов 33,9 кДж/(моль-К), а начальная температур.i поступающего газа 90°С.
Этанол
В настоящее время основным методом получения синтетического этанола является прямая газофазная гидратация этилена в присутствии катализатора — орто фосфорной кислоты на силикагеле:
СН2=СН2 + Н2О ДГ СН3—СН2ОН	-Д/^э8 = 46 кДж/mojii
Процесс проводят при 270—300°С, 7—8 МПа и объемном скорости подачи этилена 2000 ч-1. Перед реактором сжатый этилен смешивают с перегретым водяным паром, поступающим при 10 МПа и 450°С. Паро-газовая смесь с мольным соотношением пар : этилен, равным (0.6--07) :1, при 270—295°С поступает в реактор-гидра татор. В таких условиях степень конверсии этилена ,ы один проход равна 4—4,5%, а селективность по этанолх составляет 95%.
Пример. Этанол получают прямой гидратацией этилена па у< тановке суточной производительностью 260 т технического этанол массовая доля C2HgOH в котором равна 92,4%. Определить чист реакторов-гпдрататоров (объем катализатора в каждом 10 м3) для обеспечения этой производительности, если степень конверсии эти лена за один проход через катализатор равна 4,3%, селективное и, по этанолу 95%, а объемная скорость подачи этилена составляв 2000 ч-i.
Решение. Уравнение реакции:
СН2=СН2 + Н2О	СН3—СН2ОН
28 кг 18 кг	4 6 кг
Часовая производительность установки по 100%-ному этанолу:
Объемный расход этилена па входе в реактор:
10 010-22,4 400	100
«	— 11 «J
4,3	95
46
Общий объем катализатора в реакторах:
119 325 : 2000 = 59,7 м3
Число реакторов, необходимых для обеспечения заданной производительности:
59,7 : 10 6
Принять к установке 7 реакторов: 6 находятся ,в работе, 1 •— на перегрузке катализатора.
Задачи
327.	В реактор-гидрататор производительностью 2200 кг этанола в час для гидратации этилена поступает водяной пар в количестве 15200 кг/ч. Определить мольное соотношение водяной пар : этилен, если степень конверсии этилена за один проход через реактор равна 4,2%, а селективность по этанолу составляет 94,6%.
328.	В реактор прямой гидратации этилена производительностью 2400 кг этанола в час поступает 50000 кг паро-газовой смеси в час (массовое соотношение водяной пар : этилен = 0,4 : 1). Определить степень конверсии этилена за один проход через катализатор, если селективность по этанолу равна 94,8%.
329.	В реактор прямой гидратации производительностью 2100 цг этанола в час поступает 26340 м3 этилена в час Определить селективность по этанолу, если из реактора с газо-паровой смесью отводят 31575 кг этилена в час.
330.	В реактор прямой гидратации этилена до этанола поступает в час 13000 кг перегретого водяного пара. Этилен подают в реактор с объемной скоростью 1900 ч-1 при мольном соотношении этилен : водяной пар, равном 1,41 : 1. Определить внутренний диаметр реактора, если высота слоя катализатора в нем составляет 7,8 м.
331.	Производительность реактора прямой гидратации этилена равна 2115 кг этанола в час. В реактор поступает водяной пар в мольном соотношении с этиленом 0,68 : 1; в этих условиях степень конверсии этилена за один проход через катализатор равна 3,9%, а селективность по этанолу 94,8%. Определить массовый расход сырья (этиленовая фракция + водяной пар) на входе в аппарат, если массовая доля этилена в этиленовой фракции, поступающей на гидратацию, равна 98,8%.
332.	В реактор прямой гидратации этилена, заполненный 10,5 м3 фосфорнокислотного катализатора, поступает в час 48000 кг паро-газовой смеси (массовое соотношение этилен : водяной пар равно 2,5:1). Опре-
109
108
делить производительность 1 м3 катализатора, если степень конверсии этилена за один проход через катализатор равна 4%, а селективность по этанолу 95%.
333.	В реактор прямой гидратации этилена до этанола поступает в секунду 12,5 кг паро-этиленовой смеси, теплосодержание которой равно 830 кДж/кг. В результате гидратации за счет экзотермического теплового эффекта теплосодержание реакционной смеси увеличилось до 873 кДж/кг. Определить производительность реактора по этанолу, если принять тепловой эффект процесса равным 44 кДж/моль, а теплопотерями в аппарате пренебречь.
334.	Установка по производству синтетического этанола включает 7 систем гидратации этилена, 6 из которых находятся в работе в течение 8000 ч в год. Каждый реактор заполнен 10 м3 фосфорнокислотного катализатора, производительность 1 м3 которого равна 198 кг этанола в час. Определить годовую потребность установки в перегретом водяном паре, если его подают в мольном соотношении с этиленом, равном 0,72 : 1, степень конверсии этилена за один проход через катализатор равна 3,8%, а селективность по этанолу достигает 94,7%.
335.	В реактор прямой гидратации, заполненный 11,7 м3 фосфорнокислотного катализатора, подают этилен с объемной скоростью 2000 ч-1; в этих условиях суммарная степень конверсии этилена составляет 4% за один проход через катализатор. Определить массовый расход водно-спиртового конденсата, массовая доля едкого натра в котором равна 0,4%, для нейтрализации ортофосфорной кислоты, уносимой из реактора выходящим паро-газовым потоком (количество кислоты в нем равно 4,1 кг на 1 т образующегося этанола).
336.	Производительность реактора прямой гидратации этилена равна 4000 кг этанола в час. При массовом соотношении этилена и водяного пара, равном 2,55 : 1, степень конверсии этилена в спирт достигает 4,1%. Образующийся газ проходит теплообменник и при 165°С поступает в котел-утилизатор, где за счет охлаждения паро-газовой смеси до 145°С генерируется водяной пар с давлением 0,5 МПа, на что затрачивается 80% тепловой нагрузки. Определить количество водяного пара, образующегося в котле-утилизаторе, если удельная теплоемкость реакционного газа равна 2 кДж/(кг-К), а теплота парообразования 2108,4 кДж/кг,
ПО
ИзопропаноЛ
Наиболее перспективными являются методы получения изопропанола газо- и жидкофазной прямой гидратацией пропилена.
Газофазную гидратацию пропилена на фосфорнокислотном катализаторе проводят при 170—200°С, 2—3 МПа и объемной скорости подачи сырья 1300 ч"1. При таком режиме степень конверсии пропилена может достигать 5—12%, а селективность превышать 98%. Если в качестве катализатора применяют вольфрамсодержащие соединения, процесс проводят при 230—240°С, 20—25 МПа и избытке водяного пара 10 моль на 1 моль пропилена. В этих условиях степень конверсии пропилена равна 50%, а селективность по изопропанолу достигает 95 % 
При жидкофазной гидратации пропилена используют сильнокислотный сульфокатионит в качестве катализатора. Процесс проводят при 130—150°С, 6—10 МПа с избытком воды: мольное соотношение Н2О : С3Н6 равно (12,54-15) : 1. В этих условиях степень конверсии пропилена достигает 75—80% при селективности по изопропанолу 94%. В этом методе используют четырехпблоч-ный реактор, в котором реакционную теплоту (51,5 кДж на 1 моль) снимают, подавая воду в пространство между полками.
Пример. Прямую гидратацию пропилена в изопропанол осуществляют в четырехполочном реакторе внутренним диаметром 1600 мм. На каждой полке расположен сульфокатпонитный катализатор слоем высотой 1,8 м. Вода и пропилен поступают на гидратацию в мольном соотношении 14,5:1, причем вода расходуется только на образование пзопропанола. Определить массовую долю пзопропанола в воде на выходе из реактора, если производительность 1 м3 катализатора равна 100 кг пзопропанола в час, степень .конверсии пропилена 75%, а селективность по пзопропанолу 96,4%.
Решение. Уравнение реакции:
СН2=СН—СН3 + Н2О Щ СН3 —СН (ОН)—сн3 42 кг	18 кг	60 кг
Объем катализатора в реакторе:
Vx = 0,785d2/m = 0,785-1,62-1,8-4 = 14,5 м3
Производительность установки по пзопропанолу:
100-14,5= 1450 кг/ч
Массовый расход воды на получение 1450 кг изопропанола в час:
18
1450----- = 435 кг/ч
. 60
111
Расход пропилена на входе (с учетом степени его конверсии и селективности процесса):
1450	100	100
------•------------= 33.46 кмоль/ч
60	75	96,4
Массовый расход воды на входе в реактор с учетом мольного соотношения вода : пропилен:
33,43.14,5-18 = 8725 кг/ч
Количество воды на выходе из реактора:
8725 — 435 = 8290 кг/ч
Массовая доля изолропанола в воде на  выходе из реактора:
1450
------------100 = 14,9%
8290 + 1450
Задачи
337.	Производительность реактора прямой гидратации пропилена на фосфорнокислотном катализаторе равна 1400 кг изопропанола в час. В реактор поступает в час 23,8 т смеси водяного пара и пропилена в массовом соотношении 0,2 : 1. Определить степень конверсии пропилена, если селективность по изопропанолу равна 98,2%.
338.	Производительность реактора прямой гидратации пропилена на фосфорнокислотном катализаторе равна 1350 кг изопропанола в час. В реактор поступают водяной пар и пропилен в мольном соотношении 0,45 : 1. Определить объемный расход технического пропилена, объемная доля пропилена в котором 98%, и массовый расход водяного пара, если степень конверсии пропилена равна 5,2%, а селективность по изопропанолу 98,3%
339.	В реактор прямой гидратации пропилена (объем фосфорнокислотного катализатора 10 м3) поступает в час 4400 кг водяного пара в мольном соотношении к пропилену 0,48 : 1. Определить селективность по изопропанолу, если производительность 1 м3 катализатора по изопропанолу равна 150 кг/ч, а степень конверсии пропилена за один проход через катализатор 5%.
340.	Производительность 1 м3 вольфрамсодержащего катализатора в реакторе прямой гидратации пропилена составляет 25 кг изопропанола в час; мольное соотношение водяной пар : пропилен на входе равно 10 : 1. Определить массовую скорость подачи паро-пропиленовой смеси, если степень конверсии пропилена равна 48,7%, а селективность по изопропанолу 94,4%.
112
341.	Производительность реактора, заполненного фос-|юрнокислотным катализатором, составляет 2500 кг изо-Пропанола в час. В процессе гидратации пропилена с I м3 катализатора уносится 5,3 г фосфорной кислоты. Определить количество кислоты, уносимой в течение ’ООО ч работы катализатора, если объемная скорость подачи пропилена равна 1300 ч_|, степень его конверсии >%, селективность по изопропанолу 98,5%.
342.	Изопропанол получают прямой гидратацией пропилена в реакторе полочного типа, заполненном Сульфокатионитным катализатором. Из реактора непрерывно выходит в час 8500 кг воды, массовая доля изо-пропанола в которой составляет 15 %• Процесс проводят прп мольном соотношении воды и пропилена 15 : 1, д выделяющуюся теплоту (51,5 кДж/моль) отводят за счет подачи воды между слоями катализатора. Определить долю воды для отвода теплоты (в процентах от ее общего расхода), если степень конверсии пропилена равна 76%, а селективность процесса по изопропанолу 94%. Вода нагревается на 50 К при ее удельной теплоемкости 4,187 кДж/(кг-К).
Н-Бутаноп
В промышленности освоены методы получения и-бутанола конденсацией ацетальдегида и оксосинтезом. Одним из традиционных методов получения н-бутанола является метод альдольной конденсации ацетальдегида. Процесс проводят, как правило, в две стадии: а) получение кротонового альдегида при 20°С в щелочной среде при атмосферном давлении или при 160 °C и 3,2 МПа и б) гидрирование кротонового альдегида при 160—180°С и 0,2 МПа в присутствии медных катализаторов.
Пример. Производительность установки по «-бутанолу, получаемому альдольной конденсацией ацетальдегида, составляет 90 т/сут. Водород на гидрирование кротонового альдегида поступает в мольном соотношении к кротоновому альдегиду 12: 1. Определить массовый .расход ацетальдегида и объемный расход водорода на входе, если селективность по кротоновому альдегиду равна 96,7%, а селективность по ацетальдегиду 85,8%.
Решение. Уравнение двухстадийного процесса:
+2Н2
2СН3—СНО > СН3—СН=СН—СНО —> СН3—СН2—СН2—СН2ОН —Н2О
2-44 кг	70 кг	74 кг
113
Массовый теоретический расход Сырья:
90-1000	70
кротоновый альдегид-———— •----= 3547 кг/ч
24	74
90-1000	2-44
ацетальдегид --—— - -  =4459 кг/ч
Массовый фактический расход сырья:
кротоновый альдегид 3547 —° = 3668 кг/ч
96,7
100	100
ацетальдегид 4459= 5393 кг/ч
96,7 85,5
Объемный расход водорода на входе:
3668
—7~ - 12-22,4 = 14 085 м3/ч
Задачи
343.	Производительность установки гидрирования кротонового альдегида равна 3750 кг н-бутанола в час. Гидрирование проводят в трубчатом изотермическом реакторе с числом труб 828, внутренний диаметр которых 50 мм, а длина 3 м. Трубы на 92% по объему заполнены катализатором, производительность 1 м3 которого составляет 207 л н-бутанола (плотность 809 кг/м3) в час. Определить число реакторов для обеспечения заданной производительности.
344.	Производительность установки гидрирования кротонового альдегида составляет 4000 кг н-бутанола в час. Установка включает шесть параллельно работающих изотермических реакторов. Трубы реакторов заполнены медным катализатором, производительность 1 м3 которого равна 210 л н-бутанола (плотность 810 кг/м3) в час. Определить число труб в каждом реакторе, если внутренний диаметр трубы 0,05 м, длина 3 м, а коэффициент заполнения труб катализатором 0,85.
345.	Реактор для гидрирования кротонового альдегида имеет производительность 756 кг н-бутанола в час. Трубки реактора (912 штук) на 87% заполнены катализатором, производительность 1 м3 которого равна 200 л и бутанола в час. Определить внешний диаметр трубки, сели ее длина равна 3 м, толщина стенки 3,5 мм, а плотность н-бутанола 809 кг/м3.
346.	В трубчатый реактор для гидрирования кротоно-auro альдегида в н-бутанол поступает 2300 м3 водорода 114
час. При мольном соотношении водород : альдегид = 11:1 выход н-бутанола составляет 96,7 % в расчете на ротоновый альдегид. Выделяющуюся теплоту (1840 кДж ia 1 кг н-бутанола) отводят за счет преобразования в йр части (6% от массового расхода) водного конденса-I, циркулирующего в межтрубном пространстве реак-ора. Определить объемный расход конденсата, если «плота его парообразования равна 2089 кДж/кг, а плот-ость 907 кг/м3.
347.	Гидрирование кротонового альдегида до н-бута-Юла проводят в трубчатом реакторе, в трубы которого объемной скоростью 610 ч~* подают водородо-альде-идную смесь в мольном соотношении водород : альде-ид= 11,5:1. Выделяющуюся теплоту (1835 кДж на кг н-бутанола) отводят за счет кипения конденсата, ричем удельная тепловая нагрузка на 1 м2 площади оверхности труб (общая площадь 380 м2) составляет ,9 кВт. Определить объем катализатора в трубах, если 'лективность по кротоновому альдегиду равна 96,6%.
Этилгексанол
В промышленности 2-этилгексанол можно получать индексацией ацетальдегида (аналогично синтезу н-бу-янола) или оксосинтезом из пропилена.
Процесс получения 2-этилгексанола из пропилена ключает три стадии:
а)	гидроформилирование пропилена при 120—160°С 1 20—30 МПа в присутствии карбонилов кобальта с поучением масляных альдегидов;
б)	альдольная конденсация н-масляного альдегида ри 80—150°С и 0,4—0,6 МПа с последующей дегидра-щией альдоля в 2-этилгексеналь;
в)	гидрирование полученного альдегида на гетеро-пных никелевых катализаторах при 5—10 МПа в 'этилгексанол.
Пример. Производительность установки по 2-этилгексанолу, мучаемому из пропилена, составляет 3800 кг/ч. Селективность । н-масляному альдегиду на стадиях альдольной конденсации и (дрирования равна 54%. Определить массовый расход пропилена входе в реакторы гидроформилирования, если степень его кон-рснн равна 84%, селективность по масляным альдегидам 85,8%, массовая доля н-масляного альдегида в смеси 76%.
Решение. Уравнение гидроформилирования пропилена;
СН2=СН—СНз + СО-1-Нг - СН3—СН2—СН2—СНО
42 кг	28 кг 2 кг	72 кг
115
Суммарное уравнение образования 2-этплгексанола:
2СН3—СНа—СН2-СНО -|- 2Н2 -
2  72 кг	2 • 2 кг
- СН3—(СН2)3—СН (С2Н5)-СН2ОН 4- Н2О
1 30 кг	18 кг
Массовый расход м-масляного альдегида на получение 2-этилгги сапола с учетом его выхода в расчете на альдегид:
3800-2-72	100
1^~’^Г = 7795 кг/ч
Производительность стадии гидроформилирования по масляным а,ш дегидам:
„ . 10°
7795 —— = 10 256 кг/ч
.Массовый расход пропилена на образование масляных альдегидн||
10 256-42 теоретический ----—---= 5983 кг/ч
,	„	г „ ЮО 100
фактический на входе 5983—= 8301 кг/ч
Задачи
348.	Производительность установки по 2-этилгексан<> лу, получаемому из пропилена, равна 6400 кг/ч. Стадию гидроформилирования осуществляют в четырех колон нах высотой по 12 м. В колонны параллельными потока ми поступает жидкий пропилен (плотность 514 кг/м3) < объемной скоростью 0,5 ч-1. В этих условиях степень его конверсии в масляные альдегиды (массовая доля изомера нормального строения 76,5%) составляет 71%. Определить внутренний диаметр колонны, если селек . тивиость 2-этилгексанола по н-масляному альдегиду равна 54,6%-
349.	Производительность установки по 2-этилгексано лу, получаемому из н-масляного альдегида, составляв! 5800 кг/ч. Альдегид производят оксосинтезом по нафте натно-испарительной схеме с возвратом непревращенно го пропилена. Определить объемный расход жидкого циркулирующего пропилена (плотность 514 кг/м3), если степень его конверсии равна 52%, селективность по н-масляному альдегиду 75,5%, а по 2-этилгексанолу 55%
350.	Гидрирование 2-этилгексеналя проводят в жид кой фазе в реакторе полочного типа производитель ностью 3500 кг 2-этилгексанола в час. Внутренний диа метр реактора 1400 мм, высота слоя катализатора на 116
каждой полке 1170 мм. Определить число полок в реакторе, если селективность по альдегиду равна 94,2%, а массовая скорость альдегида на входе составляет 400 кг/ч на 1 м3 катализатора.
351.	Гидрирование 2-этилгексеналя проводят в жидкофазном реакторе производительностью 3000 кг 2-этил-гексанбла в час. В результате реакции выделяется на 1 моль 180 кДж теплоты, 35 % котором отводят за счет подачи части холодного циркуляционного водорода на вход и в пространство между полками. Холодный водород, объемная теплоемкость которого составляет 1,35 кДж/(м3-К), нагревается на 780 К. Определить долю холодного водорода (в % от его общего объемного расхода), если селективность по альдегиду равна 94%, а мольное соотношение водород : альдегид= 30 : 1.
352.	Гидрирование 2-этилгексеналя до 2-этилгексано-ла проводят в газовой фазе в трубчатом реакторе при 0,15 МПа и мольном соотношении водород : альдегид, равном 1,15: 1. Выделяющуюся теплоту (1385 кДж на 1 кг 2-этплгексанола) снимают водой, циркулирующей в межтрубном пространстве реактора; расход воды 8 м3/ч. В процессе теплообмена температура воды повысилась на 50 К. Определить объемный расход водорода на входе в реактор, если селективность по альдегиду равна 94 %. Удельную теплоемкость воды принять равной 4,18 кДж/(м3-К); плотность 995 кг/м3.
353.	В трубчатый реактор гидрирования со стадии гидроформилирования поступает в час 1300 кг 2-этил-гексеналя. Гидрирование проводят в трубах, заполненных никелевым катализатором. Число труб 884, диаметр 53 мм, рабочая длина 3,8 м. Выделяющуюся теплоту отводят водой, циркулирующей в межтрубном пространстве. Определить средний температурный напор процесса теплообмена, если селективность по альдегиду равна 93,8%, коэффициент теплопередачи 9 Вт/(м2-К), тепловой эффект гидрирования 1380 кДж на 1 кг образовавшегося спирта.
Глицерин
В промышленности применяют хлорный и бесхлор-ный методы производства глицерина па основе пропилена. Последней стадией хлорного метода является взаимодействие эпихлоргидрина с раствором карбоната
117
натрия при 85—170°С в нескольких последовательно работающих гидролизерах.
Сравнительно простой способ получения глицерина — изомеризация пропиленоксида в газовой фазе при 260—300 °C в аллиловый спирт, который превращается в глицерин через стадию образования глицидола:
1ЛоР04	+Н9О9	+НоО
н2с-сн-сн3 ——> сн2=сн-сн2-	S н2с-сн-сн2--^-> сн2-сн-сн2
°	он	о 0Н он 0Н 0Н
Пример. Производительность установки по товарному (99 % -ному) глицерину, получаемому хлорным методом через эпихлоргидрин, составляет 19,5 т/сут. В первый (по ходу сырья) реактор поступают 13%-ный раствор карбоната натрия (плотность 1135 кг/м3) и 98%-ный эпихлоргидрин (плотность 1180 кг/м3). Мольное соотношение эпихлоргидрина и карбоната натрия равно 1,54 : 1. Определить вместимость реактора, если в результате реакции, продолжающейся 1 ч, в глицерин превращается 70% эпихлоргидрина. Коэффициент заполнения реактора принять равным 0,85.
Решение. Уравнение реакции:
О	он он он
П2С—СН-<;н2<:1 + 0,5Na2CO3	СН,—СН-СН, 4 v,5C0.>
02.5 кг	О,5-Д16кг	02 кг
Производительность установки по 100%-ному глицерину:
Г 19,5-1000-99
24-100
= 804 кг/ч
Расход эпихлоргидрина с учетом 70%-ного выхода:
804	100
---------= 12,48 кмоль/ч
92	70
Расход 13%-кого карбоната натрия:
12,48-1-100-106
—-------------= 6608
1,54-13
кг/ч
Объемный расход поступающего сырья:
12,48-92,5-100	6608
V,.	=------------------- +------- = 6,8 м3/ч
сырья 1180-98	1135
Вместимость реактора:
УсырьяТ 6,8-1
118
Задачи
354.	В гидролизер первой ступени емкостью 8 м3 в час для получения глицерина поступают 784 кг карбоната натрия (в виде водного раствора с содержанием карбоната натрия 141 г/л) и 98%-ный эпихлоргидрин ^плотностью 1180 кг/м3. Определить суточную производительность гидролизера по глицерину, если селективность по эпихлоргидрину равна 68,8%, время реакции 1 ч, а коэффициент заполнения реактора 0,82.
355.	В гидролизеры с целью получения глицерина поступают в час 650 кг кальцинированной соды (в виде водного раствора с содержанием карбоната натрия 135 г/л) и 98,5 %-ный эпихлоргидрин плотностью 1180 кг/м3. Определить количество утилизируемой поваренной соли, если объемное соотношение раствора карбоната натрия и эпихлоргидрина на входе равно 5 : 1, а селективность по глицерину в расчете на эпихлоргидрин составляет 95 %.
356.	При получении глицерина из эпихлоргидрина и карбоната натрия производительность гидролизера первой ступени по глицерину составляет 1100 кг/ч. Эпихлоргидрин и карбонат натрия поступают в массовом соотношении 1,6:1, причем массовая доля карбоната натрия в растворе равна 13 % > а селективность глицерина по эпихлоргидрину составляет 70%. Определить массовый расход водяного пара (теплота парообразования 2249 кДж/кг) для нагревания воды в гидро-лизере на 15 К и ее испарения, если теплота испарения воды 2321 кДж/кг, а ее удельная теплоемкость 4,19 кДж/(кг-К). Принять, что вся вода, поступающая с раствором карбоната натрия, испаряется.
357.	Производительность установки по глицерину, получаемому бесхлорным методом из пропиленоксида, составляет 8000 кг/ч. На стадии образования аллилового спирта степень конверсии пропиленоксида равна 51%, а выход глицерина в расчете на превращенный пропи-леноксид составляет 90% Определить количество циркулирующего пропиленоксида и расход пероксида водорода, если выход по глицерину в расчете на пероксид водорода равен 83%, а на превращенный аллиловый спирт 76 %.
358.	Массовый расход пероксида водорода на стадии получения глицерина из пропиленоксида бесхлорным
119
методом составляет 3500 кг/ч. Определить степень конверсии пропиленоксида на стадии его изомеризации в аллиловый спирт, если селективность по глицерину в расчете на пероксид водорода равна 79%, селективность по глицерину в расчете на аллиловый спирт 77 %, а выход аллилового спирта в расчете на пропиленоксид 88 % • Количество циркулирующего пропиленоксида 3440 кг/ч.
359.	Глицерин получают из аллилового спирта в реакторе внутренним диаметром 1,2 м. Производительность аппарата 3000 кг глицерина в час. Определить уровень жидкой реакционной массы в аппарате, если степень конверсии аллилового спирта равна 90%, селективность по глицерину в расчете на спирт составляет 85%, а по глицерину в расчете на пероксид водорода  ()%. Объемная скорость подачи жидкой смеси спирта в пероксида водорода (плотность смеси 1100 кг/м3) сое гавляет 0,4 ч"1.
ПОЛУЧЕНИЕ ФЕНОЛОВ
Фенол
Фенол — крупнотоннажный продукт промышленности основного органического и нефтехимического синтеза, п.| lo.uio которого приходится 94—96 % всего производст-п.। фенолов. Среди пяти промышленных методов получения фенола, четыре из которых основаны на бензоле,  | очин па толуоле, перспективными являются кумоль-п и и метод и процесс окисления толуола. Улучшение и \ и и ко экономических показателей кумольного метода чп\словлено укрупнением мощности установок до 120— I >0 тыс. г в год, разработкой мероприятий по безотходной технологии, усовершенствованиями стадий окисления и шпропилбензола (кумола) и разложения гидро-нсрокепда изопропилбензола.
Пример. Производительность одной технологической линии про iiiuiih iii.i фенола и ацетона кумольным методом составляет 930 кг ф. iKi.u.i в час. Окисление изопропилбензола проводят в окиелптель-пчп колонне кислородом воздуха. Из колонны отходят абгазы в •iiBii ciiie 1566 м3/ч; объемная доля изопропилбензола в них равна (>пречелпгь степень конверсии изопропилбензола на стадии чч окисления, если селективность по фенолу в расчете на гидро-iiepoiou'i изопропилбензола равна 94%, количество жидкого изо-нро111|1|11еи.п>ла н реакционной массе в 2,7 раза больше, чем коли-чм пн, । н чронероксида изопропилбензола, а выход его в расчете на нр, 11р,111Н'11П).1Й изопропилбензол составляет 86,6%.
I 'И
Решение. Уравнение реакции разложения пидро-пероксида изопропилбензола:
•С(СПа)2
СО ОН
СН3—СО—СН3
94 кг
152 кг
58 кг
Расход гидропероксида изопропилбензола с учетом 94%-ной селективности по фенолу:
930-152
94
100
94
1600 'кг/ч
Уравнение реакции окисления
изопропилбензола до гпдропероксида:
ООН
С(СН3);
152 кг
Расход изопропилбензола на образование продуктов окисления:
1600-120	100
	•	= 1459 кг/ч 152---------86,6
изопропилбензола в жидкой реакционной массе:
1459-2,7 = 3939 кг/ч
изопропилбензола в газах, отходящих из окислительной
Количество
Количество колонны:
1566.8,7 120
= 730 кг/ч
100	22,4
Всего изопропилбензола на входе в колонну окисления: 1459 + 3939 + 730 = 6128 кг/ч
Степень превращения изопропилбензола в процессе окисления: 1459
-—-— 100 = 23,8% 6128
Задачи
360.	В окислительную колонну для получения гидропероксида изопропилбензола поступает в час 7500 кг изопропилбензолыюй шихты, массовая доля гидропероксида изопропилбензола в которой равна 3,8% (остальное— изопропилбензол). Из нижней части колонны непрерывно выводят в час 6940 кг реакционной жидкости, массовая доля изопропилбензола в которой рав-
121
па 70,5%. Из верхней части колонны выходят отходящие газы в количестве 1680 м3/ч; объемная доля изопропилбензола в них равна 9 %. Определить количество гидропероксида изопропилбензола в реакционной жидкости, если селективность его в расчете на изопропилбензол равна 86,5%.
361.	В окислительную колонну для получения гидропероксида изопропилбензола поступает в час 6800 кг изопропилбензола. Окисление проводят до степени кон версии изопропилбензола 26 %; при этом селективность по гпдропероксиду изопропилбензола в расчете на изо пропилбензол составляет 86,5%. В результате окисления выделяется 1000 кДж теплоты на 1 кг образующе гоея гидропероксида изопропилбензола. Теплоту отво дят водой, циркулирующей в трубах тепловых элемен тов, встроенных в колонну. Определить площадь поверхности теплообмена тепловых элементов, если коэффи циент теплопередачи равен 257 Вт/(м2-К), а средний температурный напор 95 К.
362.	Производительность окислительной колонны изопропилбензола составляет 2000 кг гидропероксида изопропилбензола в час. В процессе окисления часть изопропилбензола (10 % от его массового расхода на входе в колонну) переходит в газовую фазу (отходящие газы), что составляет 28% от общего количества этих газов. Отходящие газы для их охлаждения и конденсации паров изопропилбензола поступают в конденсатор, площадь поверхности теплообмена которого равна 200 №, и там охлаждаются на 90 К. Определить средний температурный напор в конденсаторе, если теплота конденсации паров изопропилбензола равна 331,2 кДж/кг. теплоемкость отходящих газов 1,25 кДж/(кг-К), коэффициент теплопередачи 12 Вт/(м2-К), а степень конверсии изопропилбензола в гидропероксид 22 %.
363.	В результате разложения 3400 кг гидропероксида изопропилбензола в час образуется фенол с селективностью 92,7 %. Выделяющуюся теплоту снимают реакционной массой, циркулирующей в системе реактор — теплообменник. Определить площадь поверхности теплообмена, если массовая доля фенола в циркуляционной массе равна 2,6%, ее плотность 926 кг/м3, а на 1 м2 площади поверхности теплообмена подают 90 л циркуляционной массы в час.
364.	В результате разложения гидропероксида изо-122
йропилбензола до фенола и ацетона выделяется 2700 кДж теплоты на 1 кг образующегося фенола. Реакционную теплоту снимают в выносном теплообменнике, площадь поверхности теплообмена которого равна 900 м2. Теплообмен осуществляется при коэффициенте теплопередачи 136 Вт/(м2-К) и средней разности температур 23 К-Определить производительность установки по ацетону, если на 1 т фенола образуется 610 кг ацетона.
365.	В реактор-разлагатель с целью получения фенола и ацетона подают в час 6000 кг гидропероксида изопропилбензола. Тепловой режим реактора поддерживают за счет циркуляции реакционной массы через внешний теплообменник. Скорость реакционной массы в сечении реактора 0,03 м/с, массовая доля фенола в ней 2,3% плотность 926 кг/м3. Определить рабочую вместимость реактора, если его высота равна 5,85 м, а селективность по фенолу составляет 93,8%
Дифенилолпропан
Синтез дифенилолпропана осуществляют конденсацией фенола с ацетоном. Ранее в качестве катализаторов применяли хлорводород, а также соляную и серную кислоты. Высокая агрессивность этих сред обусловливала применение коррозионностойких материалов, что являлось серьезным недостатком синтеза дифенилолпропана на кислотных катализаторах.
В настоящее время наиболее приемлемым является синтез дифенилолпропана конденсацией фенола и ацетона на сульфокатионитах. Процесс проводят в вертикальных реакторах при 75°С, мольном соотношении фенол : ацетон, равном 5 : 1, и времени реакции 1 ч. В этих условиях степень конверсии ацетона составляет примерно 50%, а выход дифенилолпропана достигает 90% в расчете на превращенный ацетон.
Пример. Дифенилолпропан получают конденсацией фенола с ацетоном па установке производительностью 3750 кг дифенилолпропана в час. Сырье поступает с мольным соотношением фенол: : ацетон, равным 5:1. Определить объемный расход сырьевой смеси на входе, если плотность ее 1003 кг/м3, степень конверсии ацетона 50%, а селективность по дифенилолпропану 90% в расчете на ацетон.
Решение. Уравнение реакции:
S-H-IKT'	58кг	228кг	18кг
123
Расход ацетона для проведения процесса:
теоретический 3750 : 223= 16,45 кмоль/ч
,	100	100
фактический на входе 16,45—-gj—•—^- = 36,55 кмоль/ч или 36,55-58= 2120 кг/ч
Расход фенола на входе:
36,55-2-94-5 = 34 357 кг/ч
Всего сырьевой смеси на входе:
2120 + 34 357 = 36 477 кг/ч
Объемный расход сырьевой смеси на входе:
36 477 : 1003 = 36,4 м3/ч
Задачи
366.	Дифенилолпропан получают конденсацией фенола с ацетоном в реакторе, объем сульфокатионита в котором равен 35 м3. Жидкая сырьевая смесь поступает в реактор с объемной скоростью 1 ч-1 и массовым соотношением фенол : ацетон = 16 : 1. Определить производительность реактора по дифенилолпропану, если степень конверсии ацетона 49,3%, селективность по дифенилолпропану 86,8% в расчете на ацетон, плотность сырьевой смеси 1004 кг/м3.
367.	Дифенилолпропан получают конденсацией фенола с ацетоном в реакторе, объём сульфокатионита в котором равен 36 м3, а производительность 1 м3 сульфокатионита составляет 105 кг дифенилолпропана в час. Определить степень конверсии фенола, если сырьевая смесь поступает с мольным соотношением фенол : ацетон =5,2 ; 1, степень конверсии ацетона 51%, селективность по дифенилолпропану 88,7% в расчете на ацетон и 97% на фенол.
368.	Дифенилолпропан получают конденсацией фенола с ацетоном в реакторе, заполненном сульфокатионитом на высоту 4,24 м; производительность 1 м3 сульфокатионита равна 108 кг дифенилолпропана в час. В реактор поступает в час 32700 кг сырьевой смеси с массовым соотношением фенол : ацетон = 16,5 : 1 Определить внутренний диаметр аппарата, если степень конверсии ацетона равна 49,2%, а селективность по дифенилолпропану составляет 90% в расчете на ацетон.
369.	Дифенилолпропан получают конденсацией фе иола с ацетоном в реакторе, заполненном на 64% (по 124
$ъему) сульфокатионитом, производительность 1 м3 второго по дифенилолпропану равна 110 кг/ч. В реак-ор поступает в час 35000 кг сырьевой смеси с мольным (отношением фенол : ацетон = 5,1 : 1. Определить полую вместимость реактора, если степень конверсии аце-5на равна 50,7%, а селективность по дифенилолпропану ютавляет 88,5% в расчете на ацетон.
370.	Дифенилолпропан получают конденсацией фе-ола с ацетоном в реакторе вместимостью 48 м3, запол-енном на 65% (по объему) сульфокатионитом. В реак->р поступает в час 34000 кг фенола и ацетона (моль-ое соотношение фенол : ацетон = 5 : 1). Определить про-чводительность 1 м3 сульфокатионита по дифенилол-|ропану, если степень конверсии ацетона равна 49,5%, {селективность по целевому продукту составляет 87,8% расчете на ацетон.
1ОЛУЧЕНИЕ ЭПОКСИДНЫХ СОЕДИНЕНИЙ
I Среди эпоксидных соединений в промышленности юключительное значение имеют этилен- и пропилен-ксид. Объем производства этих продуктов постоянно взрастает, так как увеличивается потребность в поли-фирах, полиуретанах, полиэпоксидах, антифризах, ладоагентах, поверхностно-активных веществах и др. )сновной метод получения эпоксидов — прямое катали-ическое окисление этилена и пропилена воздухом или ислородом.
йиленоксид
I В настоящее время наиболее прогрессивным является 1стод прямого окисления этилена воздухом или кисло-одом в неподвижном или псевдоожиженном слое итализатора при 240—290 °C и 2—13 МПа или при Б5—265 °C и 0,1—0,3 МПа.
Пример. Этиленоксид получают прямым каталитическим оюпс-епием этилена в трубчатом реакторе с числом труб 3055; длина
। рубы 6 м. В трубах с внутренним диаметром 24 мм размещен ка-|#лизатор, производительность 1 м3 которого равна 90 кг этпленок-ида в час. Определить объемный расход газо-воздушной смеси на Воде, объемная доля этилена в которой равна 4,4%, если степень [инверсии этилена 38%, селективность по этпленоксиду 65%, коэффициент заполнения труб катализатором 0,8.
125
Решение. Уравнение реакции:
О
СН2=СН2 + 0,5О2 —> н2с^сн2
28 кг О,5-32кг	44 кг
Объем катализатора в трубах реактора:
0,785 (0,024)26-3055-0,8 = 6.6, м3
Производительность реактора по этиленоксиду:
90-6,6 — 594 кг/ч
Объемный расход этилена для обеспечения такой производптелын сти:
594-22 4 теоретический ------— = 302,4 м®/ч
44
«	о™ 100 к»
фактический на входе 302,4----•----= 1224,3 м3/ч
38	65
Объемный расход газ о-воздушной смеси на входе в реактор:
„ юо
1224,3----=27 825 м3/ч
4,4
Задачи
371. Каталитическое окисление этилена в этилепок сид проводят при 280 °C и 1,6 МПа в реакторе, прои, водительность которого равна 700 кг этиленоксида в ч:и Число труб, заполненных катализатором, 3055; внутреи ний диаметр трубы 24 мм. На окисление поступают вт дух и этилен в мольном соотношении 24 : 1; в этих уели виях суммарная степень конверсии этилена в этилепок сид составляет 27,2 %- Определить линейную скорое и газо-воздушной смеси в сечении трубного пространств,i реактора.
372. Каталитическое окисление этилена в этиленси сид проводят в трубчатом реакторе производительно стыо 660 кг этиленоксида в час. Рабочая длина труб р< актора 5,6 м; их внутренний диаметр 24 мм. Газо-во» душная смесь, объемная доля этилена в которой равп., 3,8%, поступает с объемной скоростью 6000 ч-1. Опре делить число труб реактора, если степень конверсии эш лена равна 47%, а селективность по этиленоксиду со ставляет 70%.
126
373. Каталитическое окисление этилена в этиленоксид проводят в трубчатом реакторе с 3000 труб, внутренним диаметром трубы 24 мм и рабочей длиной 5,8 м. В трубах находится катализатор, производительность м3 которого равна 80 кг этиленоксида в час. Выделяющуюся теплоту (19-Ю3 кДж на 1 кг превращенного этилена) снимают за счет циркуляции теплоносителя в яежтрубном пространстве реактора. Тепловой поток Теплоносителя на 84% используется в котле-утилизаторе, де генерируется водяной пар давлением 1,5 МПа (удельная теплота парообразования 1945 кДж/кг). Оп-В Оделить количество образующегося водяного пара, ес-и селективность по этиленоксиду равна 65%.
I 374. В реактор с псевдоожиженным слоем катализатора на окисление в этиленоксид поступает газовая *месь, объемные доли компонентов в которой таковы: >5% С2Н4, 7,5% О2, 4,5% СО2 и 63% N2. В процессе жисления образуется в час 24000 м3 контактного газа, (бъемная доля этиленоксида в котором равна 3,5%. Оп-теделить объем катализатора в реакторе, если нагрузка та его 1 м3 составляет 2590 кг газовой смеси в час, а тепень конверсии этилена в этиленоксид равна 24%.
375. В реактор для окисления этилена в этиленоксид поступает в час 16000 м3 газовой смеси, объемная доля пилена в которой равна 30% • Окисление проводят при Тепени конверсии этилена за один проход 10% и селек-ивности 72%- Реакционный газ, объемная доля этилен-жеида в котором 1,9%, проходит теплообменник, где его температура снижается на ПО К за счет нагревания по-Тупающей газовой смеси. Определить площадь поверх-юсти теплообмена теплообменника, если коэффициент плопередачи 40 Вт/(м2-К), объемная теплоемкость ре-кционного газа 1,48 кДж/(м3-К), а средний темпера-урный напор 80 К-
376. Производительность трубчатого реактора для аналитического окисления этилена составляет 670 кг Циленоксида в час. На окисление поступает газовая |месь, в которой объемная доля этилена 28%, а диоксина углерода 5%. Часть реакционного газа (2/3) после '(актора поступает на абсорбцию диоксида углерода родным раствором карбоната калия. Определить массовый расход карбоната калия, если степень конверсии 'силена за один проход равна 11%, а селективность 5%.
127
Пропил еноксид
Из промышленных способов получения пропиленок сида наиболее распространен (несмотря на многост.т дийность) каталитический процесс эпоксидирования прп пилена гидропероксидом этилбензола при 100—110с( 2,5—3 МПа и мольном соотношении пропилена и гидро пероксида, равном (2-4-6) : 1. Этот так называемы!! «Халкон-процесе» состоит из трех последовательных ста дий:
1)	окисление этилбензола до гидропероксида этил бензола:
,сн- СН,
ООН
2)	эпоксидирование пропилена гидропероксидом  получением пропиленоксида и метилфенилкарбинола:
3)	дегидратация метилфенилкарбинола в стирол:
-НгО^
СН=СН2
Пример. Эпоксидирование пропилена до пропиленоксида ii-|i<> водят в каскаде реакторов с мешалками. В первый по ходу сыри реактор поступает этилбензол, в котором массовая доля гидро)» роксида этилбензола равна 25%. В результате эпоксидировапш пропилена и последующей дегидратации метилфенилкарбинола нА разуется 9800 кг стирола в час. Определить количество стирола, ли селективность по стиролу в расчете на этилбензол равна 90", степень конверсии этилбензола 30%, выход пропиленоксида по пи ропероксиду этилбензола равен 73%.
Решение. Уравнение превращения этилбензола в стирол:
сн2-сн3
сн=с,н2
106 кг
1.04 кг
128
Расход этилбензола для образования стирола (с учетом использования побочно образующихся .метилфенилкарбинола, ацетофенона и других .продуктов окисления этилбензола, а также с учетом разложения пропиленоксида):
9806-106 100
= 11 098 кг/ч
104	90
Количество этилбензола на входе в реактор:
ЮО 11 098----= 36 994 кг/ч
30
Количество гидропероксида этилбензола, поступающего па эпоксидирование:
25
36 994  -------= 12 331 кг/ч
100—25
Уравнение реакции эпоксидирования:
^^.сн-снз	Д .' II	+ СН,=СН-СН3	> НгС-СН-СНз + ДД ООН 138 кг	43 кг	58 кг	^_сн-сн3 \ II 1 k U он 122 КГ
Производительность установки по пропиленокспду:
12 331-58 теоретическая •-—-— = 5183 кг/ч
138
73 фактическая 5183----- 3783 кг/ч
Количество стирола на 1 т пропиленоксида:
9800 : 3783 = 2,6 т/т
Задачи
377.	Производительность установки «Халкон» составляет 81 т пропиленоксида в сутки. Для обеспечения заданной производительности в реакционный узел, состоящий из каскада реакторов с мешалками, поступает сырье в мольном соотношении пропилен : гидропероксид этилбензола, равном 3,5 : 1. Определить массовый расход циркуляционного этилбензола, массовая доля гидропероксида этилбензола в котором равна 28%, если степень конверсии пропилена составляет 60%, а селективность по пропиленокспду 86%.
378.	Производительность установки «Халкон» составляет 3750 кг пропиленоксида в час. Для обеспечения такой производительности в реактор с мешалкой подают 5—529	129
сырье в мольном соотношении пропилен : гидропероксид этилбензола, равном 3,8:1. В этих условиях степень конверсии пропилена равна 61%, а селективность п< пропиленоксиду 88%. Определить вместимость реакто ра, если массовая доля этилбензола в поступающем гидропероксиде этилбензола равна 70% (остальное гидропероксид этилбензола), плотность смеси жидких продуктов (пропилен + гидропероксид этилбензола + + этилбензол) 830 кг/м3, время реакции 0,36 ч, коэффициент заполнения реактора 0,85.
379.	Пропиленокспд получают на установке «Халкош в каскаде реакторов вместимостью по 10 м3. В реактор первой ступени поступают этилбензол, массовая доля гидропероксида этилбензола в котором равна 25%, и пропилен. При массовом соотношении пропилен : гидропероксид этилбензола, равном 1,16 : 1, плотность смеси (этилбензол + гидропероксид этилбензола + пропилен) равна 834 кг/м3. Определить массовую производительность установки по пропиленоксиду, если селективность по пропиленоксиду в расчете на пропилен 57%, время реакции 0,6 ч, коэффициент заполнения реактора 0,86.
380.	На установку с каскадом реакторов по произ водству пропиленоксида поступает на эпоксидирование в час 4000 кг пропилена в мольном соотношении с гид ропероксидом этилбензола, равном 4,1 : 1. При эпоксидировании выделяется 3612 кДж теплоты на 1 кг обра зовавшегося пропиленоксида. Теплоту отводят циркули рующей в змеевиках реактора водой, температура ко торой повышается на 30 К; плотность воды 997 кг/м-1 Определить объемный расход охлаждающей воды, если ее мольная теплоемкость равна 75,35 Дж/(моль-К), а степень конверсии гидропероксида этиленбензола в про пиленоксид в первом реакторе равна 40 %.
381.	Стадию эпоксидирования пропилена до пропп леноксида проводят в реакторе с мешалкой, вместимосп которого 8 м3, площадь поверхности змеевиков 20 м-, коэффициент заполнения 0,85. В процессе эпоксидиро вания на 1 моль пропиленоксида выделяется 210 кДж теплоты, которую снимают при среднем температурном напоре 70 К и коэффициенте теплопередачи, равном 240 Вт/(м2-К). Определить время реакции, если массо вая доля гидропероксида этилбензола в- поступающем сырье равна 20 %, его плотность 835 кг/м3, а степень кон версии гидропероксида этилбензола 70 %..
130
ПОЛУЧЕНИЕ АЛЬДЕГИДОВ И КЕТОНОВ
Формальдегид
Формальдегид можно получать из метанола окислением или окислительным дегидрированием, либо из метана — прямым окислением. Методы окисления метана отличаются низкой селективностью и пока не получили достаточного распространения.
Наибольшее значение по масштабам производства и степени разработанности имеют процессы окислительного дегидрирования метанола на серебряных катализато-I рах и окисление метанола избытком воздуха на железомолибденовых оксидных катализаторах.
На серебряном катализаторе процесс проводят при  500—700 °C и объемной скорости подачи спирто-воздуш-• ной смеси 20000—24000 чМ Объемная доля метанола в смеси не должна быть меньше 36—40%, что превышает верхний предел взрывоопасности метанола. Основной аппарат—адиабатический реактор, где через слой катализатора, например «серебро на пемзе» пропускают спирто-воздушную смесь со скоростью 1,55 м/с. Теплоту реакционных газов используют в подконтактпом холодильнике. В таких условиях степень конверсии метанола составляет 84—85%, а селективность процесса по формальдегиду 83—84 %.
На оксидных железо-молибденовых катализаторах процесс окисления метанола проводят при 360—390 °C в двухсекционном реакторе, где катализатор размещен в трубах (изотермическая секция) и слоем (адиабатическая секция). Объемная доля метанола в исходной спирто-воздушной смеси равна 6—8%, т. е. находится вблизи нижнего предела взрываемости. При степени конверсии метанола 99%', а кислорода 25% селективность j по формальдегиду достигает 90% •
Пример. Часовая производительность адиабатического реактора !окислительного дегидрирования метанола равна 3500 кг формалина, массовая доля формальдегида в котором равна 37,5%. В ре-t актор поступает метаноло-воздушная смесь (мольное соотношение метанола и кислорода равно 1 : 0,3) с объемной скоростью 24000 ч_|. Определить объем контактной массы «серебро на пемзе» в .реакторе, если степень конверсии метанола в формальдегид Нравна 76,2%-
Решение. Уравнение реакции:
СН3ОН + 0,5О2---> НСНО + Н2О
32 кг 0,5-325кг	30 кг 18 кг
>5*	131
Производительность реактора по формальдегиду: 3500-0,375 = 1312,5 кг/ч
Объемный расход метанола для проведения процесса:
1312,5-22,4 теоретический -----------~ 980 м3/ч
100 фактический 980 -	= 1286 мй/ч
Объемный расход воздуха (объемная доля кислорода 21%) входе в реактор:
0,3 100 1286—-•----= 1837 м3/ч
1	21
Объем катализатора в реакторе:
.. ^сырья 1286+1837	.
=--------—-------------= 0,13 лг
1/оС	24000
Задачи
382.	Часовая производительность реактора окислительного дегидрирования метанола равна 2500 кг формалина, массовая доля формальдегида в котором равна 37%. В реактор поступает спирто-воздушная смесь (мольное соотношение метанола и кислорода равно 1 : 0,29) с объемной скоростью 19600 Ч"1. Определить высоту слоя катализатора («серебро на пемзе»), если внутренний диаметр реактора 1,4 м, степень конверсии метанола 86%, а селективность по формальдегиду 84,5%.
383.	Окислительное дегидрирование метанола до; формальдегида проводят в реакторе, внутренний диаметр которого 1,8 м, а высота слоя катализатора («серебро на пемзе») 85 мм. Спирто-воздушная смесь в мольном соотношении метанола и кислорода, равном 1 : 0,28, поступает с объемной скоростью 24000 ч-1. Определить суточную производительность реактора по формалину, массовая доля формальдегида в котором 37%, если степень конверсии метанола в формальдегид равна 73%.
384.	Окислительное дегидрирование метанола до формальдегида проводят в реакторе, в котором высота слоя серебряного катализатора составляет 80 мм. Туда поступает в час 4000 м3 спирто-воздушной смеси (мольное соотношение спирт : кислород= 1 . 0,33). Производительность 1 м3 катализатора равна 9500 кг формальдегида в час, выход целевого продукта 73,5% в расчете на
132
поступающий спирт. Определить внутренний диаметр реактора.
385.	В испаритель установки по производству форм-[альдегида подают в час 1410 кг метанола. Сюда же, барботируя через слой спирта, поступает воздух, кото рый насыщается парами спирта до содержания 0,5 г/л. (Производительность 1 кг серебряного катализатора (насыпная плотность 600 кг/м3), находящегося в реакторе, составляет 18 кг формальдегида в час, объемная скорость спирто-воздушной смеси равна 23500 ч-1. Определить площадь поверхности подконтактного холодильника, в котором снимается 57% выделяющейся теплоты (тепловой эффект процесса 41500 кДж на 1 кг формальдегида), если коэффициент теплопередачи равен 16 Вт/(м2-К), а средний температурный напор 256 К.
386.	Производительность реактора окислительного дегидрирования метанола составляет 1300 кг формальдегида в час. Спирто-воздушная смесь в мольном соотношении спирт: кислород, равном 1 : 0,32, проходит испаритель, где спирт испаряется (теплота испарения 1084,4 кДж/кг), а воздух, насыщаясь его парами, нагревается на 65 К. Испаритель имеет трубки длиной по 1 м и диаметром по 23 мм. Определить число трубок, если степень конверсии метанола в формальдегид равна 74%, объемная теплоемкость спирто-воздушной смеси 992 кДж/(м2-К), коэффициент теплопередачи равен 47 Вт/(м2-К), средний температурный напор 45 К, теп-лопотери испарителя 5%.
387.	Окисление метанола до формальдегида на оксидном железо-молибденовом катализаторе проводят в двухсекционном реакторе, объем катализатора в котором равен 4,8 м3. Производительность 1 м3 такого катализатора 578 кг формальдегида в час, степень конверсии метанола 99,5%', селективность по формальдегиду 96,4%. Определить объемный расход спирто-воздушной смеси на входе в реактор, если объемная доля метанола в смеси 7,5%.
388.	Окисление метанола до формальдегида проводят на железо-молибденовом катализаторе в комбинированном реакторе, состоящем из последовательно расположенных трубной части и адиабатической секции. Производительность реактора 1388 кг формальдегида в час, степень конверсии метанола 99,7%, селективность по формальдегиду 96,5%. Определить число труб внутрен-133
ним диаметром 26 мм и длиной 0,9 м, если объемная скорость газовой смеси в трубной части реактора равна 9200 ч-1, а объемная доля метанола в такой смеси 6,5%.
389.	Окисление метанола до формальдегида проводят на железо-молибденовом катализаторе в комбиниро ванном реакторе, состоящем из последовательно расположенных трубной части и адиабатической секции. В ре актор поступает в час 30560 м3 газовой смеси, объемная доля метанола в которой равна 6,8%. Выделяющуюся теплоту (5200 кДж на 1 кг формальдегида) на 67% используют для получения водяного пара в котле-утилизаторе (теплота парообразования 1889 кДж/кг) за счет циркуляции теплоносителя. Определить количество во дяного пара, образующегося в котле-утилизаторе, если степень конверсии метанола в формальдегид равна 96,1%.
390.	Окисление метанола до формальдегида на железо-молибденовом катализаторе проводят в комбиниро ванном реакторе с общим объемом катализатора 3,6 мя. Перед поступлением в реактор газовую смесь, в которой массовая доля метанола равна 7,7%, нагревают в подогревателе на 140 К. Определить массовую производительность 1 м3 катализатора, если тепловая нагрузка .-подогревателя равна 1310 кВт, удельная теплоемкость поступающей газовой смеси 1,13 кДж/(кг-К), степень конверсии метанола 99,7%, а селективность по формаль .дегиду 96,5%.
391.	Комбинированный реактор для получения форм альдегида окислением метанола на железо-хромовом .катализаторе работает непрерывно 8000 ч в году. В реактор поступает в час 31000 м3 газовой смеси, объемная допя кислорода в которой равна 11%', а мольное соотно щение метанол : кислород равно 0,63 : 1. Определить удельный расход катализатора (на 1 т 37%-ного форм альдегида), если степень конверсии метанола равна .99%, селективность процесса 97%, а годовая потребность в катализаторе 3 т.
392.	Окисление метанола до формальдегида прово д.ят на железо-молибденовом катализаторе в комбиниро ванном реакторе производительностью 33,6 т/сут, состоя щем из последовательно расположенных трубной части и адиабатической секции. В процессе окисления степень конверсии метанола достигает 99,6%, а селективность процесса 96,6%. Определить объемную долю метанола в S 34
исходной газовой смеси, если число труб в реакторе 3811, их длина 1 м, диаметр 26 мм, а объемная скорость подачи исходной смеси в трубную часть реактора равна 8230 ч-1.
Ацетальдегид
Сырьем для промышленного производства ацетальдегида служат этанол, ацетилен и этилен.
Метод получения ацетальдегида окислением или дегидрированием этанола многостадиен и требует значи-|тельных капитальных затрат.
Получение ацетальдегида из ацетилена можно осуществлять методами прямой (жидкофазной или газофазной) гидратации на основе реакции Кучерова. Жидкофазный процесс утратил свое значение из-за низких технико-экономических показателей и необходимости использовать токсичный катализатор. Газофазную гидратацию ацетилена осуществляют на кадмий-кальций-фосфатном катализаторе при 350—400 °C, 0,15 МПа и объемном соотношении водяной пар: ацетилен, равном (8ч-10) : 1. Степень конверсии ацетилена примерно 50 %, .селективность по ацетальдегиду 87—89%. Основным аппаратом является гидрататор — вертикальный полочный реактор, постоянную температуру в котором поддерживают, подавая водный конденсат в пространство между полками.
Наибольшее значение приобрел метод прямого окисления этилена в ацетальдегид в присутствии окислительно-восстановительной системы — хлоридов меди и палладия. Процесс проводят в одну или две стадии при 100—130° С и 0,3—1 МПа в барботажных реакторах, теплоотвод в которых осуществляют за счет нагревания и испарения реагентов. При одностадийном процессе все реакции проводят в одном реакторе, а в качестве окислителя применяют технический кислород. Степень конверсии этилена 30—35%, селективность 95%. При двух-стадипном процессе в первом реакторе окисляют этилен катализаторным раствором, а регенерируют катализатор воздухом. В этом процессе степень конверсии этилена почти 100%, а селективность 95%.
Пример. Производительность .реактора газофазной гидратации ацетилена иа нертутных катализаторах 3600 кг ацетальдегида в час. В реактор поступает паро-ацетиленовая смесь с мольным со-135
отношением водяной пар: ацетилен, равном 9:1, и массовой скоростью 1800 кг на 1 м8 катализатора в час. Определить объем катализатора в реакторе, если степень конверсии ацетилена равна 50%, а селективность по ацетальдегиду 88,5%.
Решение. Уравнение реакции:
СН=СН + Н2О------> СН3—СНО
2 6 кг 18 кг	4 4 кг
Расход ацетилена иа входе в реактор (с учетом степени конверсии и селективности):
3600	100	100
———•—'gg = 185 кмоль/ч или 185-26 = 4810 кг/ч
Расход водяного пара на входе в реактор:
185-18-9 = 29 970 кг/ч
Всего смеси на входе в реактор:
4810 + 29 970 =34 780 кг/ч
Объем катализатора в реакторе:
34 780:1800= 19,3 м3
Задачи
393.	Ацетальдегид получают газофазной гидратацией ацетилена в десятиполочном реакторе внутренним диаметром 3,2 м. Производительность 3800 кг ацетальдегида в час. Определить высоту слоя катализатора на каждой полке (катализатор распределен равномерно), если степень конверсии ацетилена равна 51%, селективность по ацетальдегиду 87%, а объемная скорость подачи ацетилена 218 ч-1.
394.	Ацетальдегид получают газофазной гидратацией ацетилена в реакторе, в который загружено 17 т катализатора (насыпная плотность 850 кг/м3). В реактор поступает паро-газовая смесь с мольным соотношением пар : ацетилен = 8,2 : 1 и объемной скоростью подачи 2120 ч~+ Определить суточную производительность реактора по ацетальдегиду, если степень конверсии ацетилена равна 48,4%, а селективность 89% •
395.	В реактор газофазной гидратации ацетилена поступает в час 36000 кг паро-ацетиленовой смеси с массовым соотношением пар : ацетилен=6 : 1. На каждой из 10 полок реактора неравномерно размещен катализатор, производительность 1 м3 которого составляет 195 кг ацетальдегида в час при селективности 87,5%- Опредс лить объем катализатора на последней полке, где степень конверсии ацетилена равна 9%, допустив, что в 136
случае равномерного распределения катализатора на полках средняя степень конверсии ацетилена составила бы 6,7%.
39'6. В реактор газофазной гидратации ацетилена поступает в час 37000 кг паро-ацетиленовой смеси, массовая доля ацетилена в которой равна 14%. Процесс проводят при 385°C и 0,15 МПа; в этих условиях степень конверсии ацетилена 51%, а селективность 87%. Определить диаметр патрубка выходного штуцера для контактного газа (объемная доля ацетальдегида 3,6%), если скорость его в сечении патрубка в рабочих условиях равна 13 м/с.	- 7, /3 V Vc/co1 ц,- ° '3 fl *" =
397.	Тепловое состояние реактора поддерживают, подавая водный конденсат [теплоемкость 4,18 кДж/(кг- К), теплота испарения 2260 кДж/кг] в пространство между полками. За счет нагревания конденсата на 45 К и последующего испарения снимается 29% от общего прихода- (расхода) теплоты. Определить массовый расход конденсата, если количество теплоты, выделяющееся в результате реакции (4255 кДж на 1 кг ацетальдегида) „ составляет в общем приходе 20%г~.................."
398.	Газофазную гидратацию ацетилена до ацетальдегида проводят в реакторе внутренним диаметром 3,2 м. Прп объемной скорости подачи 209 ч-1 степень конверсии ацетилена равна 49%, а селективность 87,3%. Кроме нертутного катализатора, расположенного на полках, в реактор загружено 8692 кг насадки (керамические кольца Рашига, 50X50X5 мм), насыпная плотность которой равна 530 кг/м3. Определить часовую производительность реактора по ацетальдегиду и общую высоту реактора, если объем насадки составляет 80%' объема катализатора, а высота насадки равна лишь 10,4% от общей высоты реактора.
399.	Объем катализатора в реакторе газофазной гидратации ацетилена составляет 19,5 м3. Ацетилен на гидратацию поступает с объемной скоростью 213 ч~‘; в этих условиях степень его конверсии равна 50,5%, а селективность по ацетальдегиду 88,5%. Теплоту контактного газа, массовая доля ацетальдегида в котором 8%, на 70% используют в котле-утилизаторе, где при охлаждении контактного газа на 240 К генерируется водяной пар с давлением 0,65 МПа (удельная теплота парообразования 2085 кДж/кг). Определить суточную производительность котла-утилизатора по водяному пару,
если удельная теплоемкость контактного газа равна 1,98 кДж/(кг-К).
Пример. На установку одностадийного окисления этилена ди ацетальдегида поступает в час 14700 м3 этилено-кислородной смеси с мольным соотношением этилен : кислород = 3 : 1. Выделяющуюся теплоту (218,3 кДж>/моль) отводят за счет испарения воды из ре акционной массы (теплота испарения 2218 кДж/кг). Определить удельный расход воды, испаряющейся из реакционной массы (и расчете на образующийся ацетальдегид), если степень конверсии этилена .равна 42,6%, а селективность процесса 94,7%.
Решение. Уравнение реакции:
СН2=СНз + 0,5О2 —* СНз—СНО
28 кг 0,5-32 кг	44 кг
Объемный расход этилена на входе в реактор:
14 700-3
-	= 11025 м3/ч
Производительность установки по ацетальдегиду: теоретическая 11025:22,4 — 492,2 кмоль/ч 42,6	94,7
фактическая 492,2—кмоль/4
или 198,6-44 = 8736,6 кг/ч
Количество теплоты, отводимой испаряющейся водой:
198,6-218,3-1000 = 12 040 кВт
3600
Количество .испаряющейся воды:
12040:2218 = 5,43 кг/с
Удельный расход воды:
5,43-3600 ---------=2,24
8736,6
кг/кг
одностадийным жидко-барботажном реакторе
Задачи
400.	Ацетальдегид получают фазным окислением этилена в производительностью 8750 кг ацетальдегида в час. Определить объемное соотношение этилен : кислород в сме си на входе в реактор, если степень конверсии этилена за один проход через реактор равна 40,6%, селективность по ацетальдегиду в расчете на этилен 95 % > а » расчете на кислород 92,5%.
401.	Ацетальдегид получают одностадийным окислением этилена 99,5%-ным кислородом, объемный расход 138
которого равен 2380 м3/ч. В процессе окисления селективность процесса по кислороду равна 92,3%, а в расчете на этилен составляет 94,8%- Определить степень конверсии этилена за один проход реакционной массы, если количество этилена в отходящих газах равно 12,5% от массовой производительности установки по ацетальдегиду.
402.	Ацетальдегид получают одностадийным жидкофазным окислением этилена в барботажном реакторе, объем реакционной массы в котором 45 м3, а производительность 1 м3 реакционного объема равна 190 кг ацетальдегида в час. Выделяющуюся теплоту (-218 кДж/моль) снимают за счет испарения воды из реакционной массы. Пары воды охлаждаются и конденсируются в холодильнике-конденсаторе, тепловая нагрузка которого на 7% выше теплоты, затрачиваемой на испарение воды. Определить массовый расход охлаждающей воды в холодильнике-конденсаторе, если ее удельная теплоемкость равна 4,19 кДж/(кг-К), а температура повышается на 65 К-
403.	Ацетальдегид получают двухстадийным жидкофазным окислением этилена в барботажном реакторе, заполненном кислотоупорной насадкой с удельной поверхностью 87,5 м2/м3. В регенератор поступает в час. 31500 м3 воздуха, что в 7 раз больше объемного расхода этилена, поступающего в реактор на окисление. Определить объем насадки в реакторе, если при 100%-ной степени конверсии этилена селективность по ацетальдегиду составляет 95%, а съем ацетальдегида с 1 м2 поверхности насадки равен 2,2 кг/ч.
404.	Ацетальдегид получают двухстадийным окислением этилена в барботажном реакторе с инертной насадкой. Ее объем 41 м3, удельная поверхность 140 м2/м3. В регенератор поступает воздух, объемный расход которого в 6,5 раза больше объемного расхода этилена, поступающего на окисление. Определить объемный расход воздуха для проведения процесса, если съем ацетальдегида с 1 м2 поверхности насадки равен 1,5 кг/ч, а селективность в расчете на этилен составляет 94,8%.
405.	Ацетальдегид получают двухстадийным жидкофазным окислением этилена в барботажном реакторе, производительность которого равна 8700 кг ацетальдегида в час. В процессе окисления на 1 моль хлорида
139
палладия поглощается 1 моль этилена; в этих условиях селективность процесса по этилену составляет 95%. Он ределить суточный расход 30%-ной соляной кислоты, добавляемой в ходе процесса в катализаторный раствор, если расход 100%-ного хлорводорода составляет 2,5 г на 1 кг хлорида палладия.
Масляные альдегиды
Масляные альдегиды получают оксосинтезом. Это — процесс образования альдегидов (или спиртов с тем же числом атомов углерода в молекуле, что и в альдегиде), в основе которого лежит реакция гидроформилирования олефинов. В промышленности существуют различные технологические схемы оксосинтеза.
Нафтенатно-испарительная схема с рециркуляцией олефина является в настоящее время лучшей по техни ко-экономическим показателям. По этой схеме гидроформилирование пропилена осуществляют при 120— 130 °C, 30 МПа и массовой доле кобальта в системе 0,1—0,2%.
Нафтенат кобальта получают из сульфата кобальта и нафтената натрия:
CoSO4 + 2RCOONa	(RCOO)2Co + Na2SO4
Степень превращения пропилена поддерживают равной 50—70%, что обеспечивает 76%-ную селективность про цесса в расчете на альдегид нормального строения (95%-ную сумму целевых продуктов). Основными аппаратами стадии гидроформилирования являются барбо тажные колонны высокого давления, в которых выделяющуюся теплоту снимают за счет внутренних или внешних тепловых элементов.
Пример. н-Масляный альдегид получают в каскаде из трех последовательных колонн гидроформилирования пропилена высотой по 6 м. Производительность установки по н-масляному альдегиду 290 т/сут, объемная скорость подачи жидкого пропилена на входе в колонну 1,2 ч-1. Определить внутренний диаметр колонны, если степень конверсии пропилена равна 50%, а селективность по масляным альдегидам в расчете на пропилен 76%. Плотность пропилена принять 500 кг/м3.
Решение. Уравнение реакции:
СН2—СН - СНд + СО 4- 0,5
сн3-сн2-сн2 -сно
СН3-СН(СНз)-СНО
(ко %)
(20%)
140
Расход пропилена для проведения процесса: 290	42
теоретический ----•-----1000 = 7049 кг/ч
24 72
100 100 фактический на входе 7049 —gQ~'	~ 1^549 кг'ч
Объемный расход жидкого пропилена на входе в реактор:
18 549:500 = 37 м3/ч
Вместимость одной колонны:
37 ------== 10,3 Ms 3-1,2
Внутренний диаметр колонны:
10,3 0,785-6
— 1,5 м
Задачи
406.	Производительность установки оксосинтеза, включающей три последовательные колонны гидроформилирования, составляет 250 т н-масляного альдегида в сутки. При степени конверсии пропилена 60% достигается 75,8%-ная селективность по н-масляному альдегиду. Определить массовый расход металлического кобальта для проведения процесса, если объемное соотношение пропилена и катализаторного раствора на входе в колонну равно 10 : 1, а содержание кобальта в катализа-торном растворе 12 г/л. Плотность пропилена принять 500 кг/м3.
407.	Масляные альдегиды получают оксосинтезом по нафтенатно-испарительной схеме в каскаде из трех колонн. На установку поступает в час 37,5 м3 жидкого пропилена (плотность 500 кг/м3), степень конверсии которого равна 55%, а селективность по целевым альдегидам 95%. Определить высоту колонны диаметром 1,4 м, если с 1 м3 реакционного объема снимают 520 кг целевых альдегидов в час.
408.	На установку оксосинтеза, работающую по нафтенатно-испарительной схеме, поступают в час 18540 кг пропилена и синтез-газ с кратностью циркуляции 2,5 от теоретической (мольное соотношение оксида углерода и водорода равно 1,6:1). В процессе часть синтез-газа (90 кг на 1 т масляных альдегидов) выводят из системы. Определить количество синтез-газа, циркулирующего в
141
системе, если степень конверсии пропилена равна 53% а селективность по целевым альдегидам 95%.
409.	Масляные альдегиды получают оксосинтезом из пропилена по нафтенатно-испарительной схеме в ко лонне с внутренним теплосъемом. На 1 м3 реакционного объема поступает 0,5 м3 жидкого пропилена в час. Производительность колонны по сумме целевых альдегидов 5625 кг/ч, степень конверсии пропилена 93%,-селективность по целевым альдегидам 87%. Определить внутренний диаметр колонны, если ее высота 16 м, а коэффициент заполнения жидкой реакционной массой равен 0,9 (с учетом встроенных вспомогательных элементов) Плотность пропилена принять 496 кг/м3.
410.	Масляные альдегиды получают оксосинтезом из пропилена по нафтенатно-испарительной схеме. Выде ляюгцуюся теплоту (1735 кДж на 1 кг альдегидов) снимают с помощью двойных трубок (трубки Фильда), в которых циркулирует паровой конденсат (12,5 кг/с) В процессе теплообмена температура конденсата повы шается на 60 К- Определить объемный расход синтез-газа на входе в колонну, если он поступает с трехкрат ным избытком против теоретического. .Удельная теплоемкость парового конденсата 4,18 кДж/(кг-К).
411.	Масляные альдегиды получают оксосинтезом из пропилена по нафтенатно-испарительной схеме при 130 °C в колонне, где 80% выделяющейся теплоты (1740 кДж на 1 кг альдегидов) снимают за счет циркуляции продуктов реакции через внешний теплообменник В колонну поступает 8000 м3 синтез-газа в час, что в 1000 раз превышает объемный расход жидкого пропилена (плотность 500 кг/м3) на входе. Определить количество циркулирующей реакционной массы, если степень конверсии пропилена в альдегиды равна 80%, а удельная теплоемкость рециркулята, поступающего при 45°C составляет 3,16 кДж/(кг-К)-
Циклогексанон
В промышленности циклогексанон получают жидко фазным каталитическим окислением циклогексана кислородом воздуха. Наряду с циклогексаном образуется циклогексанол, и эти полупродукты используют в производстве капролактама.
Окисление циклогексана проводят в изотермических
142
или барботажных реакторах в присутствии квтализаiu-ров—стеаратов или нафтенатов кобальта.
По одному из вариантов ведут процесс в изотермическом реакторе при 145—150°С и 1 -2 МПа. Выделяющуюся теплоту снимают во встроенных в реактор змеевиках за счет выработки водяного пара давлением 0,35—0,4 МПа. Степень конверсии циклогексана за один проход через реактор равна 9—11%, а селективность по циклогексанону 32—34%.
По другому варианту процесс проводят при 118 160 °C и 0,9 МПа в двух-трех последовательных барботажных реакторах, в каждый из которых подводят сжатый воздух. Выделяющуюся теплоту снимают за счет испарения части избыточного циклогексана из реакционной массы. Степень конверсии циклогексана за один проход равна 4—5%, а селективность по циклогексанону 40—41%.
Пример. В изотермический реактор .с целью окисления циклогексана поступает 3000 м3 воздуха в час. За время реакции (0,5 ч) степень конверсии циклогексана за один проход через реактор достигает 9,8%, а селективность по циклогексанону 33,5%. В реактор поступают циклогексан в мольном соотношении с кислородом воздуха, равном 24 : 1, и водный конденсат (плотность 972 кг/м3) в количестве 51,2% от производительности реактора по циклогексанону. Определить рабочую вместимость реактора, если плотность жидкого циклогексана равна 670 кг/м3.
Решение. Уравнение реакции:
+ О2
32 кг
Н2О
98 кг	18 кг
Количество кислорода в поступающем воздухе кислорода 21 %):
(объемная
доля
3000-21 -------- = 19,7 кмоль/ч
32-100
Расход циклогексана для -проведения процесса: массовый 19,7 - 24•84 = 39 690 кг/ч объемный 39 690:670 = 59,2 м8/ч
Производительность реактора по циклогексанону: 39 690-98 теоретическая-------------------——
9,8 фактическая 46 305	-----
= 46 305 кг/ч
33,5
,= 1520 кг/ч
100	100
143
Объемный расход водного конденсата:
1520-51,2
----------= 0,8 м3/ч 972-100
Всего жидких продуктов на входе в реактор:
59,2 + 0,8 = 60 м3/ч
Рабочая вместимость реактора:
60-0,5 = 30%’ где 0,5 — время реакции, ч.
Задачи
412.	Циклогексанон сана в изотермическохм 1725 кг циклогексанона ный конденсат, расход которого равен 3,1% от расхода циклогексана на входе в реактор. За время реакции (0,5 ч) степень конверсии циклогексана за один проход достигает 11%, а селективность по циклогексанону 34% Определить внутренний диаметр реактора, если уровень жидкой реакционной массы в нем 8,83 м, а объем, занимаемый змеевиками, 3,5 м3. Плотность циклогексана и водного конденсата соответственно 673 и 978 кг/м3.
413.	Производительность изотермического реактора для окисления циклогексана составляет 3000 кг смеси циклогексанона и циклогексанола в час (массовое соотношение 1,4: 1). На окисление поступает циклогексане объемной скоростью 2,1 ч-1 (плотность жидкости 704 кг/м3), и в этих условиях степень его конверсии равна 10,4%, а селективность по циклогексанону 32,5%-Определить наружный диаметр труб змеевиков, встроенных в реактор, если их объем составляет 11,6%' от рабочей вместимости аппарата, а площадь поверхности теплообмена равна 244 м2.
414.	Производительность изотермического реактора равна 1800 кг циклогексанона в час. Выделяющуюся теплоту (8370 кДж на 1 кг превращенного циклогексана) снимают за счет преобразования части водного конденсата (10% от его массового расхода), циркулирующего в 14 змеевиках реактора, в водяной пар давлением 0,4 МПа (теплота парообразования 2141 кДж/кг). Определить линейную скорость конденсата в трубах змеевиков, если их диаметр равен 57X3,5 мм, а селективность по циклогексанону 32,8%. Плотность водного конденсата; 923 кг/м3.
144
получают окислением циклогек-реакторе производительностью в час. В реактор поступает вод-
415.	Производительность установки для окисления, циклогексана в каскаде из четырех последовательных, барботажных реакторов составляет 3700 кг циклогексанона в час. При объемной скорости подачи жидкого циклогексана, равной 9 ч-1, степень его конверсии составляет 4,5%, а селективность по циклогексанону 40,2%. Определить расход воздуха, поступающего параллельными потоками в каждый реактор (в м3 на 1 м3 рабочей вместимости аппарата), если мольное соотношение циклогексан : кислород на входе равно 22 : 1, а плот ность циклогексана 780 кг/м3.
416.	Окисление циклогексана проводят в каскаде-последовательных барботажных реакторов. Производительность установки по циклогексану 90 т/сут, внутренний диаметр реактора 3 м, высота 4,72 м, коэффициент заполнения 0,75. За время реакции (25 мин) степень конверсии циклогексана за один проход составила 4,5%, а селективность по циклогексанону 41%. Определить число реакторов в каскаде, если плотность циклогексана равна 772 кг/м3. Газонаполнением реактора пренебречь.
417.	Окисление циклогексана проводят в четырех: последовательных барботажных реакторах. Степень конверсии циклогексана за один проход одинакова в каждом реакторе и равна 1,25%, селективность по циклогексанону 40,8%. Выделяющуюся теплоту (6580 кДж на-1 кг циклогексанона) снимают за счет испарения циклогексана (20600 кг/ч) из реакционной массы. Определить объемный расход воздуха, если теплота испарения циклогексана равна 300 дДж/кг, его плотность 780 кг/м3-ина 1 м3 циклогексана подают 50 м3 воздуха.
ПОЛУЧЕНИЕ КАРБОНОВЫХ КИСЛОТ
И ИХ ПРОИЗВОДНЫХ
Уксусная кислота
Среди современных промышленных методов получе ния уксусной кислоты важнейшими являются процессы окисления ацетальдегида и углеводородов (бутан, пентан, бензины), а также карбонилирование метанола.
Представляет интерес совместный синтез уксусной кислоты и уксусного ангидрида окислением ацетальдегида. Процесс проводят при 55—60 °C и 0,15 МПа в при-145»
<сутствии смешанных гомогенных катализаторов. В ка честве окислителя используют воздух с низким содержа нием кислорода. Окисление проводят в барботажном реакторе со встроенными змеевиками для снятия выде ляющейся теплоты. Целевые продукты получаются при степени конверсии ацетальдегида 13—14% за один про ход через реактор п селективности по смеси целевых продуктов 94,4—95%.
Окисление н-бутана до уксусной кислоты проводяi при 150—170°C и 5—8 МПа с полным превращением кислорода в барботажных реакторах, где выделяющуюся теплоту снимают преимущественно за счет испарения части реакционной жидкости. Степень конверсии н-бута на за один проход через реактор составляет 30—40%, селективность по уксусной кислоте 67—77%.
Лучшим по технико-экономическим показателям ян .ляется метод получения уксусной кислоты карбонилиро ванием метилового спирта:
СН3ОН + СО СН:,- СООН
Процесс проводят в жидкой фазе при 200—250 °C и 52 65 МПа в колонных аппаратах высокого давления в при сутствии катализаторов — карбонилов и иодидов ко -бальта. Степень конверсии метанола за один проход через реактор 57—65%, селективность по уксусной кис лоте 90% в расчете на превращенный метанол и 70% и расчете на оксид углерода.
Пример. Уксусную кислоту получают совместно с уксусным аи .’гидридом окислением ацетальдегида в реакторе внутренним дна метром 3,8 м. Производительность по смеси целевых продуктов 3200 кг/ч. Альдегидо-воздушная смесь, объемная доля ацеталь,и гида в которой 19%, 'поступает в реактор с объемной скоростью -890 ч~*. Определить полезную высоту .реактора, если степень коп версии ацетальдегида за один проход равна 13,4%, а селектпи ность по смеси целевых продуктов 94,5%.
Решение. Уравнение реакции:
ЗСН3—СНО + 1,592 - (СН3СО)2О СН3—СООН + Н.,О
3 44 кг	1,5-32кг	162 кг	18 кг
Объемный расход ацетальдегида:
теоретический
3200-3-22,4
162
1327,4
м3/ч
фактический на входе 1327,4
100
100
13,4 94,5
= 10 483 м3/ч
1146
.Объемный расход альдегидо-воздушной смеси на входе в реактор 100
10 483-— = 55 174 м3/ч
Рабочая вместимость реактора:
55 174:890 = 62 №
Полезная высота реактора:
62 ----------=5,5 м 0,785-3,82
Задачи
418.	Уксусную кислоту получают совместно с уксус ным ангидридом жидкофазным окислением ацетальдегида. В реактор, в котором высота жидкой реакционной массы 5,5 м, поступает в час 38000 м3 альдегидо-воздушной смеси с объемной долей ацетальдегида 25,8%. Определить внутренний диаметр реактора, если съем смеси целевых продуктов с 1 м3 реакционного объема равен 49 кг/ч, степень конверсии ацетальдегида за один проход 13,6%, а селективность по смеси целевых продуктов 94,8%.
419.	Уксусную кислоту получают совместно с уксусным ангидридом жидкофазным окислением ацетальдегида в реакторе вместимостью 60 м3. Производительность J м3 реакционного объема такого реактора равна 50 кг/ч по смеси целевых продуктов. На окисление поступает паро-газовая смесь с объемной долей ацетальдегида 18,7%; мольное соотношение ацетальдегид : кислород равно 2,5 : 1. Определить объемную долю кислорода в поступающей на окисление паро-газовой смеси, если степень конверсии ацетальдегида за один проход равна 13,8%, а селективность по смеси целевых продуктов 95%.
420.	Уксусную кислоту получают совместно с уксусным- ангидридом жидкофазным окислением ацетальдегида в реакторе производительностью по смеси целевых продуктов 3400 кг/ч. В реактор при 40 °C и 0,15 МПа поступает паро-газовая смесь с объемной долей ацетальдегида 19,2%. Определить диаметр патрубка штуцера для входа паро-газовой смеси, если суммарная степень Конверсии ацетальдегида в смесь целевых продуктов равна 13%, а рабочая скорость в сечении патрубкашту-Дера составляет 14,5 м/с.
. 147.
421.	Уксусную кислоту и уксусный ангидрид полу чают окислением ацетальдегида в реакторе производи тельностью по смеси целевых продуктов 3100 кг/ч. Про .дукты реакции в виде паров отводят с уходящими газа ми через штуцер с диаметром патрубка 800 мм. Опреде лить степень конверсии ацетальдегида за один проход через реактор, если линейная скорость паро-газовой сме •си в сечении патрубка штуцера при 60°C и 0,15 МПа составляет 15 м/с, объемная доля ацетальдегида в паро тазовой смеси 15,4%, а селективность по смеси целевых продуктов равна 94,8%.
422.	Уксусную кислоту и уксусный ангидрид получа ют окислением ацетальдегида в реакторе производи тельностью 3200 кг смеси целевых продуктов в час На окисление поступает паро-газовая смесь ( объемной долей ацетальдегида 17,5% и объемной ско ростыо на входе 926 ч”1. Определить наружный диаметр труб встроенных змеевиков, если их объем составляю 4,3% от полезной вместимости реактора, площадь по -верхности теплообмена змеевиков 120 м2, а суммарная степень конверсии ацетальдегида в смесь целевых про дуктов равна 13,2%-
423.	Производительность установки жидкофазною окисления «-бутана, включающей два реактора, состав ляет 1350 кг/ч по уксусной кислоте. В реактор подаю! воздух (8150 м3/ч) и жидкий «-бутан (плотное, i. 390 кг/м3). Определить расход воздуха (в м3/ч на 1 кг реакционного объема), если степень конверсии «-бутана равна 40%, селективность по уксусной кислоте 77%, а объемная скорость подачи жидкого н-бутана 0,2 ч"1.
424.	Уксусную кислоту получают жидкофазным окне .ленпем «-бутана в реакторе, где выделяющуюся тепло г\ (20900 кДж на 1 кг превращенного н-бутана) снимаю! перегретой водой, циркулирующей во встроенных зме евиках. В процессе теплообмена вода, расход которои равен 90 м3/ч, удельная теплоемкость 4,3 кДж/(кг-К), •' плотность 922 кг/м3, нагревается на 45 К. Определи и. объемный расход воздуха на входе в реактор, если n.i 1 кг н-бутана подают 4,5 кг воздуха, а степень конвер сии н-бутана за один проход равна 38,4%-
425.	Уксусную кислоту получают карбонилированием метанола на установке производительностью 8000 кг/ч по уксусной кислоте. На установку поступает сырье и мольном соотношении оксид углерода : метанол = 4 I .148
з этих условиях селективность по уксусной кислоте до-«тигает 70% в расчете на оксид углерода. Определить долю циркулирующего оксида углерода (в % oi его общего расхода на входе), если степень конверсии метадола равна 63%, а селективность 89,6% в расчете на метанол. Растворяется в реакционной смеси и теряется •87 кг оксида углерода на 1 т образующейся кислоты.
426.	Уксусную кислоту получают карбонилированием .метанола при 250 °C в колонне производительностью 1250 кг/ч по уксусной кислоте. Часть выделяющейся теп-.лоты (55%) снимают за счет циркуляции реакционной жидкости, удельная теплоемкость которой равна -3 кДж/(кг-К), а начальная температура 60°C. Определить степень конверсии метанола за один проход через .реактор, если массовая доля метанола в циркулирующей .жидкости равна 13,5%, тепловой эффект процесса 4160 кДж на 1 кг превращенного метанола, а селективность по уксусной кислоте 90% в расчете на метанол.
Жерефталеаая кислота
Наибольшее распространение получил одностадийный метод получения терефталевой кислоты жидкофазным окислением /г-ксилола кислородом воздуха при 125—225 °C и 1—4 МПа в присутствии кобальтовых или молибденовых катализаторов с использованием ледяной уксусной кислоты в качестве растворителя. Степень конверсии /г-ксилола 95%, селективность процесса 94—98%' в расчете на /г-ксилол.
Пример. Терефталевую кислоту получают жидкофазным окислением я-ксилола на установке производительностью 360 т/сут по терефталевой кислоте. В реактор поступает /г-ксилол .в мольном соотношении с уксусной кислотой 1 : 1,77. Определить объемный расход смеси (плотность 1035 кг/м3) на 'входе в реактор, если количество поступающего катализатора (с промотором) равно 0,9% от •массового расхода /г-ксилола, степень конверсии /г-ксилола 95%, а селективность по терефталевой кислоте 94%.
Решение. Уравнение реакции;
соон
( .’Но
।
СН3
106 кг 3-32 кг
+ 2 Н2О
соон
166 кг
2-18 кг
149
Расход n-ксилола для проведения процесса:
360-1000
теоретический —= 90,36 кмоль/ч
.	«	о 100	100
фактический на входе 90,36——-—— — 101,2 кмоль/ч
или 101,2-106= 10 726 кг/ч
Расход ледяной уксусной кислоты:
101,2-1,77.60= 10747 кг/ч
где 60 — молекулярная масса уксусной кислоты. Расход катализ.: тора с промотором:
360-1000 0,9
--------------— 135 кг/ч
24	100
Всего жидких материалов на входе:
10 726 ф. 10 747 + 135 = 21 608 кг/ч
Объемный расход жидкой смеси на входе в реактор:
21 608:1035 = 20,9 м3/ч
Задачи
427.	В реактор на окисление n-ксилола до терефталевой кислоты поступает в час 9 м3 исходной смеси. Массовая доля n-ксилола в такой смеси 46%, а ее плотносп 1126 кг/м3. В процессе окисления с 1 м3 реакционного объема снимают 366 кг терефталевой кислоты в час Определить время пребывания веществ в реакционной зоне, если степень конверсии n-ксилола равна 95%, а селективность по терефталевой кислоте 95%.
428.	Терефталевую кислоту получают жидкофазным окислением n-ксилола в реакторе производительностью по терефталевой кислоте 303 т/сут. В реактор поступают компоненты в массовом соотношении п-ксилол : уксусная кислота : катализатор, равном 7:1: 0,8. В процессе окисления степень конверсии n-ксилола в терефталевую кислоту достигает 93,1% при объемной скорости подачи смеси на входе в реактор 0,5 ч1 (плотность смеси 907 кг/м3). Определить внутренний диаметр реактора, если его полезная высота 12 м.
429.	Терефталевую кислоту получают жидкофазным окислением n-ксплола в реакторе полезной вместимостью 20 м3. Часть выделяющейся теплоты снимают за счет испарения уксусной кислоты из реакционной массы (50% от общего ее расхода на входе в реактор). Определить производительность 1 м3 реакционного объема по 150
терефталевой кислоте, если поток теплоты, уносимой испаряющейся уксусной кислотой, равен 95 10* Вт, теплота ее испарения равна 572 кДж/кг, мольное соотношение п-ксилол: уксусная кислота равно 4:1, степень конверсии /г-ксилола в терефталевую кислоту составляет 92 %.
430.	В реактор для жидкофазного окисления поступает 9670 кг n-ксилола в час. Часть выделяющейся теплоты (12% от выделившейся в результате реакции) отводят за счет циркуляции 80 м3 реакционной смеси (плотность 1035 кг/м3) в час. Процесс проводят при 130 °C; в этих условиях степень конверсии /г-ксилола в терефталевую кислоту равна 92%- Определить начальную температуру циркулирующей смеси, если в процессе окисления на 1 кг образующейся терефталевой кислоты выделяется 12470 кДж теплоты, а удельная теплоем кость циркулирующей смеси равна 2,65 кДж/(кг-К).
431.	Терефталевую кислоту получают жидкофазным ^окислением n-ксплола в реакторе полезной вместимостью 20 м3. В реактор поступают исходные компоненты в массовом соотношении /г-ксилол : уксусная кислота : : катализатор, равном 1 : 1 : 0,16. Плотность такой смеси 908 кг/м3, ее объемная скорость на входе 0,5 ч-1. Определить объемный расход кислорода на окисление, если его массовый расход составляет 0,89 т на 1т терефталевой кислоты, а селективность по терефталевой кислоте в расчете на /z-ксилол равна 95%.
.Малеиновый ангидрид
В промышленности малеиновый ангидрид получают каталитическим окислением бензола или олефинов С4 воздухом на промотированном оксидном ванадиевом катализаторе. Окисление бензола осуществляют при 300— 425 °C. Степень конверсии бензола около 95%, а селективность по малеиновому ангидриду составляет 60— 70%. Реакция сопровождается большим выделением теплоты, поэтому наиболее распространенным основным аппаратом на стадии окисления является трубчатый изотермический реактор. Трубы его заполнены катализатором, а в межтрубном пространстве циркулирует хладо-агент, перемешиваемый пропеллерной мешалкой.
Окисление углеводородов С4, в частности н-бутенов, проводят при 375—550 °C в присутствии катализаторов на основе оксидов ванадия и фосфора:
151
СНг=СН-СН2-СН3 + ЗО2
СН—со
II /О + ЗН2О
СН—со
Процесс ведут в реакторах со стационарным или псевдо ожиженным слоем катализатора. Выход малеинового ангидрида 40—45% в расчете на пропущенный углево дород.
Пример. Малеиновый ангидрид получают окислением бензола i трубчатом изотермическом реакторе. В реакторе 4198 труб (диаметр 30X25 мм, длина трубы 3 м); они на 60% по объему заполнены катализатором, производительность 1 м3 которого равна 120 кг малеинового ангидрида в час. Определить объемный расход воздуха на входе в реактор, если мольное соотношение кислород : бензол равно 20 : 1, степень конверсии бензола 95%, селективиосп по малеиновому ангидриду 70%.
Решение. Уравнение реакции:
+ 4,5 О2
78 кг 4,5-32 кг
СН—СО
/О + 2СО2 + 2Н2О> СН—СО
98КГ 2-44КГ	2-18КГ
Объем катализатора в трубах реактора:
0,785 (0,025)2•3•4198•0,6 = 3,7 м3
Производительность реактора ПО' малеиновому ангидриду: 120-3,7 = 444 кг/ч
Расход бензола для проведения процесса:
теоретический 444:98 = 4,53 кмоль/ч
„ 100	100
фактический на входе 4,53—•—^- = 6,81 кмоль/ч
Объемный расход воздуха «а входе в реактор:
ЮО „ о
6,81-22,4-20-----= 14534 м3/ч
21
Задачи
432.	Малеиновый ангидрид получают окислением бензола в реакторе с числом труб 12961 (длина трубы 3 м, диаметр 25 мм, коэффициент заполнения катализа тором 0,65). В реактор поступает бензоло-воздушная смесь (мольное соотношение кислорода и бензола равно 13,1 : 1) с объемной скоростью 1500 ч-1. В этих услови ях степень конверсии бензола составляет 95%. Опреде
152
лить селективность по малеиновому ангидриду, если производительность 1 м3 катализатора по малеиновому ангидриду равна 65 кг/ч.
433.	Производительность установки окисления бензола по малеиновому ангидриду равна 1200 кг/ч. В ходе процесса расход кислорода на образование побочных Продуктов составляет 620 м3 на каждую тонну малеинового ангидрида при степени конверсии бензола 94% и селективности по целевому продукту 69,8%. Определить массовое соотношение воздух : бензол на входе в реактор, если с продуктами реакции уносится 3600 м3 непро-;реагировавшего кислорода (на 1 т образующегося малеинового ангидрида).
434.	Окисление бензола до малеинового ангидрида проводят в трубчатом реакторе, где 25% выделяющейся -теплоты снимают за счет испарения водного конденсата в охлаждающем тепловом элементе, имеющем площадь поверхности теплообмена 14 м2. Бензоло-воздушная •смесь (массовое соотношение бензол : воздух= 1 : 30) поступает с объемной скоростью 2200 ч~*; при этом степень конверсии бензола равна 95%. Определить объем катализатора в трубах реактора, если тепловой эффект процесса равен 22600 кДж на 1 кг превращенного бензола, коэффициент теплопередачи 190 Вт/(м2-К), а средний температурный напор составляет 210 К.
435.	Малеиновый ангидрид получают окислением н-бутенов в реакторе с числом труб 9700 (длина трубы 3 м, диаметр 30X2,5 мм, коэффициент заполнения ката-.лизатором 0,7). Производительность 1 м3 катализатора равна 100 кг малеинового ангидрида в час. Селективность по малеиновому ангидриду 42%. Определить массовое соотношение воздух : бутен на входе, если объемная доля бутенов в их смеси с воздухом равна 1,2%.
436.	Малеиновый ангидрид получают окислением н-бутенов в реакторе с псевдоожиженным слоем катализатора. Часть выделяющейся теплоты (90%) снимают за счет преобразования водного конденсата (во встроенных в реактор змеевиках) в водяной пар с давлением 10 МПа и теплотой парообразования 2724,4 кДж/кг. Определить объемную долю бутенов в поступающей бутено-воздушной смеси, если выход малеинового ангидрида по н-бу-тенам равен 56%, а по кислороду 38% Тепловой эффект процесса 14860 кДж на 1 кг малеинового ангидрида, количество образующегося водяного пара 446 т/сут.
153
Фталевый ангидрид
Сырьем для производства фталевого ангидрида служат нафталин и о-ксилол, причем доля последнего постоянно увеличивается.
Окисление нафталина осуществляют в газовой фазе на оксиде ванадия или на ванадий-калийсульфатном катализаторе, нанесенном на силикагель, при 370—450 °C и степени конверсии нафталина во фталевый ангидрид 74,5—91 %- Процесс проводят в реакторах со стационарным пли псевдоожиженным слоем катализатора при массовом соотношении нафталина и воздуха, равном 1 : (154-30).
Окисление о-ксилола проводят тоже в газовой фазе. Температура процесса зависит от применяемого катализатора; ее поддерживают высокой (470—660 °C) или низкой (350—370°C). В промышленности получили распространение низкотемпературные процессы, различающиеся аппаратурным оформлением стадий, следующих за окислением о-ксилола. Для проведения расчетов принято уравнение:
Процесс проводят преимущественно в реакторах со стационарным слоем ванадий-титанового катализатора и утилизацией реакционной теплоты. Выход фталевого ангидрида составляет 70—75% в расчете на пропущенный о-ксилол.
Пример. Фталевый ангидрид получают окислением нафталина и реакторе с псевдоожиженным слоем катализатора производитель ностью тс фталевому ангидриду 985 кг/ч. В реактор поступает нафталино-воздушная смесь, массовая доля нафталина в которой равна 6,31%. Определить внутренний диаметр реактора, если выход фта левого ангидрида по нафталину равен 85,2%, рабочая скоросп контактных газств в сечении реактора 0,4 м/с, а их плотность в рабочих условиях составляет 1,38 кг/м3.
Решение. Уравнение реакции:
128 кг
+ 4,5 О2
4,5-32 КГ
+ 2СО2 + 2НгО
2-44КГ	2-18КГ
154
(Массовый расход нафталина для проведения .процесса:
985-128
теоретический --—-----= 852 кг/ч
100 фактический на входе 852	= 1000 кг/ч
('Массовый расход пафталшю-воздущной смеси на входе в реактор:
100
1000-----= 15 873 кг/ч
6,3
Секундный объемный расход нафталино-воздушной смеси на входе л реактор:
Внутренний диаметр реактора:
1,13^3,2/0,4 = 3,2 м
Задачи
[' 437. Фталевый ангидрид получают окислением нафталина в трубчатом реакторе (длина труб 3 м, диаметр 30X2,5 мм) производительностью 540 кг/ч по фталевому ангидриду. В реактор поступает нафталино-воздушная смесь (массовое соотношение нафталин : воздух = 30 : 1) с объемной скоростью 1240 ч~*. Определить число труб в реакторе, если выход фталевого ангидрида равен 88% в расчете на нафталин.
438.	Фталевый ангидрид получают окислением нафталина в трубчатом реакторе. Па окисление поступает в час 13000 м3 нафталино-воздушной смеси, в которой мольное соотношение кислород : нафталин равно 27 : 1. Часть выделяющейся теплоты (47% от теплового эффекта реакции) снимают за счет циркуляции расплава солей в межтрубном пространстве реактора. Удельная теплоемкость расплава 1,56 кДж/(кг-К), плотность 1695 кг/м3. Определить объемный расход расплава, если выход фталевого ангидрида равен 86% по нафталину, тепловой эффект процесса составляет 14800 кДж на 1 кг фталевого ангидрида, а температура расплава в процессе теплообмена повышается на 50 К.
439.	Фталевый ангидрид получают окислением нафталина в реакторе (внутренний диаметр 6 м) с псевдоожиженным слоем катализатора, насыпная плотность которого равна 600 кг/м3, а высота слоя в стационарном (состоянии 1,55 м. Определить суточную производитель-155
ность реактора по фталевому ангидриду, если нагрузка на 1 кг катализатора равна 0,085 кг нафталина в час, а выход фталевого ангидрида 87,2% в расчете на нафта лин.
440.	Фталевый ангидрид получают окислением нафталина в реакторе с псевдоожиженным слоем катализатора. Внутренний диаметр реактора 4 м, высота слоя катализатора в стационарном состоянии 1 м. В реактор с объемной скоростью 560 ч-1 поступает нафталино-воздушная смесь, объемная доля нафталина в которой равна 1,5%. Катализаторную пыль улавливают из реакционных газов в фильтрах, нагрузка на 1 м2 поверхности которых составляет 36 м3 реакционных газов в час. Определить площадь фильтрующей поверхности, если на 1 т фталевого ангидрида образуется в час 12000 м3 реакционных газов, а выход фталевого ангидрида равен 85 % по нафталину.
441.	Фталевый ангидрид получают окислением о-кси-лола в трубчатом реакторе. Объем катализатора в трубах 18 м3, производительность 1 м3 равна 280 кг фталевого ангидрида в час. В реактор подают ксилоло-воздушную смесь из расчета 23,5 м3 воздуха на 1 кг о-ксилола. Определить объемную долю о-ксилола в исходной смеси, если выход фталевого ангидрида по о-ксилолу равен 78%.
442.	В трубчатый реактор с целью окисления о-кси-лола до фталевого ангидрида поступает ксилоло-воздушная смесь из расчета 23,5 м3 на 1 кг о-ксилола. Газообразные продукты реакции [мольная теплоемкость 32,75 Дж/(моль-К), объемная доля кислорода 18%] охлаждаются в теплообменнике на 180 К поступающей в реактор паро-воздушной смесью. Определить суточную производительность реактора по фталевому ангидриду, если степень конверсии кислорода воздуха равна 15,5%, селективность по фталевому ангидриду 77,5%, тепловая нагрузка теплообменника для охлаждения продуктов реакции 8800 кВт.
Винилацетат
Исходным сырьем для производства винилацетата являются ацетилен, этилен и уксусная кислота.
Синтез винилацетата из ацетилена и уксусной кислоты осуществляют в газовой фазе в присутствии ацетата 156
цинка, нанесенного на активный уголь, при 170—230°C.,. 0,2—0,6 МПа и мольном соотношении ацетилена и уксусной кислоты, равном (24-4) : 1. Селективность процесса 97—98% в расчете на ацетилен и 98—99% в расчете на уксусную кислоту.
Процесс проводят в трубчатых реакторах со стационарным слоем катализатора или в реакторах с псевдо-)жиженным слоем. Выделяющуюся теплоту снимают водным конденсатом, часть которого преобразуется в< пар. В трубчатом реакторе конденсат циркулирует в межтрубном пространстве, в реакторе с псевдоожиженным слоем — во встроенных змеевиках.
Все большее промышленное значение приобретает процесс’ газофазной окислительной этерификации этилена уксусной кислотой в присутствии палладия, осажденного на оксидах кремния и алюминия, при 160— 200 °C и 0,5—2,7 МПа:
СН,=СН2+СН3—СООН 4-О.3------► СН2=СН—ОСО—сн3
В этом процессе степень конверсии этилена за проход равна 10%, степень конверсии уксусной кислоты 20 % • Съем винилацетата с 1 м3 катализатора равен 200—400 кг/ч, селективность процесса 90—92%. Процесс проводят в трубчатых аппаратах со стационарным слоем катализатора. Выделяющуюся теплоту отводят за счет преобразования части водного конденсата, циркулирующего в межтрубном пространстве, в пар, используемый на нужды установки.
Пример. Винилацетат получают из ацетилена и уксусной кис-шоты в .реакторе внутренним диаметром 3,2 -м с псевдоожиженным-слоем катализатора (высота слоя-в стационарном состоянии 3,5 м)? Ацетилено-кислотная смесь (мольное соотношение ацетилен : кислота =2,7 : 1) поступает -с объемной скоростью 113 ч_|; в этих условиях степень конверсии уксусной кислоты в винилацетат за один проход через реактор составляет 44%. Определить площадь поверхности теплообмена встроенного змеевика, если тепловой эффект процесса (1378 кДж на 1 кг винилацетата) снимается за счет образования водяного пара в трубах змеевика. Коэффициент теплопередачи принять 149 Bt/-(m2-iK), средний температурный напор 78 К.
Решение. Уравнение реакции:
CHsCH 4- СН3—СООН-----> СН2=СН—ОСО—сн3
26 кг	60 кг	86 кг
Объем катализатора в стационарном состоянии:
0,785-3,22-3,5 = 28,13 м8
Объемный расход ацетилено-кислотной смеси:
113-28,13= 3179,2 м8/ч
15Г
 Объемный расход уксусной кислоты на входе в реактор:
3179,2-1 -------= 859,2 м3/ч
Производительность реактора по винилацетату:
859,2-86 теоретическая --— = 3299 кг/ч
44 фактическая 3299 -----= 1451,5 кг/ч
100
-Количество теплоты, отводимой в змеевиках:
1451,5
с=^г 1378= 555’6 кВт
.Площадь поверхности теплообмена змеевиков:
Q
F =----—
/<Лтср
555,6-1000 149-78
= 47,8
м2 «г 48 м2
Задачи
443.	Винилацетат получают из ацетилена и уксусной кислоты при 200 °C и избыточном давления 0,15 МПа в реакторе с псевдоожиженным слоем катализатора. В ре актор поступает в час 17140 кг паро-газовой смеси, мае совая доля ацетилена в которой равна 48%, а мольное соотношение ацетилен: уксусная кислота составляет 2.8 : 1. Определить внутренний диаметр реактора, если объемная доля винилацетата в продуктах реакции равна 13,4%, их средняя скорость в сечении реактора 0,21 м/с и степень конверсии уксусной кислоты в винилацетат за один проход через реактор равна 46,1%.
444.	Винилацетат получают газофазным синтезом ил ацетилена и уксусной кислоты в реакторе с псевдоожи женным слоем катализатора. Внутри реактора располо жен теплообменник, состоящий из 22 вертикальных труб диаметром 77,2 мм п длиной 9 м каждая. Выделяющую ся теплоту (1378 кДж на 1 кг винилацетата) снимаю! sa счет образования водяного пара в количестве 20 м на 1 м2 площади поверхности теплообмена встроенного теплообменника. Определить объемный расход ацетиле на, если мольное соотношение ацетилен : уксусная кис лота равно 2,6 : 1 на входе в реактор, выход винилаце тэта по уксусной кислоте 41,2%, удельная теплота паре образования водяного пара 2120 кДж/кг.
445.	Винилацетат получают из ацетилена и уксусной .кислоты при 205 °C и избыточном давлении 0,08 МПа и а 58
реакторе с псевдоожиженным слоем катализатора. Производительность установки 36 т винилацетата в сутки. Газообразные продукты реакции, в которых объемная доля непревращенной уксусной кислоты равна 13%, отводят через четыре штуцера, расположенных в верхней крышке реактора, со скоростью 3,6 м/с в сечении патрубка штуцера. Определить внутренний диаметр патрубка, если степень конверсии уксусной кислоты равна 44,6%, а селективность по винилацетату 99,8%.
446.	Винилацетат получают газофазной окислитель-ион этерификацией этилена на установке производительностью по винилацетату 4200 кг/ч. В трубах реактора размещен катализатор, производительность 1 м3 которого равна 300 кг винилацетата в час. В реактор поступает исходное сырье в мольном соотношении этилен : : уксусная кислота : кислород, равном 1 : 0,4 : 0,2. Определить объемную скорость подачи сырьевой смеси, если степень конверсии этилена за один проход равна 13% 'а селективность по винилацетату 89%.
447.	Винилацетат получают окислительной этерификацией этилена в трубчатом реакторе. Число труб 3262,. [их рабочая длина 4 м (каждая), диаметр 30x2,5 мм. В реактор поступает в час 9230 кг сырьевой смеси, в которой мольное соотношение этилен : уксусная кислота : : кислород равно 1 : 0,8 : 0,2. Определить производительность 1 м3 катализатора, если степень конверсии этилена за один проход равна 18%, а селективность по винилацетату 90%.
448.	Винилацетат получают окислительной этерификацией этилена в трубчатом реакторе. Часть выделяющейся теплоты (33% от теплового эффекта процесса) снимают в межтрубном пространстве реактора за счет преобразования в час 980 кг конденсата в водяной пар (теплота парообразования 2021 кДж/кг). Определить массовую производительность реактора по винилацетату, если тепловой эффект процесса равен 4877 кДж на 1 кг прореагировавшей уксусной кислоты, а селективность по винилацетату равна 91%.
Раздел 4
ПРОМЫШЛЕННЫЕ СПОСОБЫ ПОЛУЧЕНИЯ
АЗОТСОДЕРЖАЩИХ ОРГАНИЧЕСКИХ
СОЕДИНЕНИЙ
ПОЛУЧЕНИЕ НИТРОПРОИЗВОДНЫХ
Газофазное нитрование низших парафинов осуществляют в основном парами азотной кислоты (мольное соотношение парафина и кислоты от 2 : 1 до 15 : 1) при 350—500 °C и 0,1—1,5 МПа, Время реакции 0,1—5 с; вы ход нитропарафинов составляет 40—80% в расчете на -азотную кислоту. Процесс ведут в колонных аппаратах адиабатического типа или в трубчатых реакторах.
Для нитрования ароматических углеводородов при меняют нитрующие смеси, состоящие из серной и азот ной кислот. Эти смеси характеризуются фактором ни трующей активности (ф. н. а.)
140
Ф.н.а. = С,, со------
112^04 | ДА _
где Ch2so4 и Chno, — массовые доли кислот в исходной смеси, %. Для каждого из ароматических углеводородов в процессе нитрования существует предел ф.н.а., ниже которого нитрование практически не идет. Ароматиче ские нитросоединения получают в каскаде реакторов г мешалками при 40—70°C.
Задачи
449, Производительность установки нитрования про пана составляет 600 кг нитропропана в час. Мольное соотношение пропана и азотной кислоты равно 5 : 1, вы ход нитропропана 48% в расчете на исходную кислоту Определить массовый расход разбавленной азотной кие лоты, массовая доля HNO3 в которой равна 70%, и об в •емный расход пропана.
450.	Прп нитровании пропана получают смесь нитро производных такого массового состава: 25% нитромета на, 10% нитроэтана, 65% нитропропанов. Производи тельность установки по нитропропанам 550 кг/ч. В реак 460
тор подают в час 1300 кг разбавленной азотной кислоты, массовая доля HNO3 в которой равна 68%. Определить ртепень использования азотной кислоты на процессы нитрования и селективность процесса по нитропропанам.
451.	В трубчатый реактор газофазного нитрования Пропана подают в час 1500 кг азотной кислоты, массовая доля HNO3 в которой равна 65%, и пропан в мольном соотношении к кислоте 5:1. Процесс длится 1,5 с При 450°C и 0,7 МПа. Определить объем реактора. Коэффициент увеличения объема газов 1,7.
452.	Массовый расход азотной кислоты, массовая юля HNOg в которой равна 70%, на установке нитро-шния пропана составляет 1400 кг/ч; пропан подают в вольном соотношении к кислоте 6:1. Выход нитропро-вана 45% в расчете на исходную кислоту; объем реактора 0,5 м3. Определить производительность 1 м3 реакционного объема по нитропропану и время пребывания реакционной смеси в реакторе. Коэффициент увеличения объема газов 0,8.
453.	На установку нитрования бензола до нитробензола подают бензол (2000 кг/ч) и нитрующую смесь, (массовая доля серной кислоты в которой равна 46% Ф.н.а. смеси равен 72; азотную кислоту подают с избытком 3% от теоретического. Определить массовую долю азотной кислоты в нитрующей смеси, массовый расход смеси и производительность установки по нитробензолу, если выход нитробензола равен 98% от теоретического.
454.	Производительность установки нитрования бен-|;юла равна 3000 кг нитробензола в час. Выход нитробензола 97% в расчете на исходный бензол; нитрующую смесь подают из расчета 4 кг смеси на 1 кг бензола; время пребывания смеси в реакторе 12 мин. Определить вместимость реактора, если коэффициент его заполнения равен 0,8. Плотность бензола 880 кг/м3, плотность нитрующей смеси 1600 кг/м3.
455.	Производительность установки нитрования бен-I зола 3000 кг нитробензола в час. Нитрующая смесь имеет следующий массовый состав: 34% азотной кислоты, । 55 % серной кислоты и 11 % воды. Избыток азотной кис-ноты, подаваемой в процесс, — 2% от теоретического; выход нитробензола 96% в расчете на исходный бензол. Определить фактор нитрующей активности смеси и 'массовые расходы бензола и нитрующей смеси.
У»—529
161
456.	На установку нитрования толуола подают в час 3500 кг нитрующей смеси, массовая доля серной кислоты в которой равна 70%; фактор нитрующей активности смеси равен 75. Азотную кислоту подают в 5 %-ном избытке от расчетного количества; выход нитросоединений 97% в расчете на исходный толуол. Б процессе нитрования (температура 50°C) выделяется теплота в количестве 151 кДж на 1 нитрогруппу; эту теплоту снимают, подавая в змеевики реактора рассол с температурой —10°C (на входе) и +10°C (на выходе). Определит!, необходимую площадь поверхности теплообмена, если коэффициент теплопередачи равен 150 Вт/(м2-К).
ПОЛУЧЕНИЕ АМИНОПРОИЗВОДНЫХ
Из аминопроизводных углеводородов наибольшее значение имеют гексаметилендиамин, анилин и этанол амины, применяемые для получения различных продуктов (найлона, полиуретанов, капролактама, красителей, пестицидов и др.).
Гексаметилендиамин получают каталитическим гидрированием адиподннитрила в среде аммиака (жидкофазный! процесс), достигая 90—97%-ного выхода в расчете на превращенное сырье:
NC— (CH2)4-CN +4Н2-* H2N—(СН2)6—NH2
Анилин вырабатывают (преимущественно) каталитическим гидрированием нитробензола в газовой фазе (выход анилина 95—98% в расчете на нитробензол):
C6H6NO2+ ЗН2 —► C6HbNH2 + 2H2O
Этаноламины получают взаимодействием этиленоксп-да и аммиака. Изменяя их соотношение, можно получить смесь моно-, ди- и триэтаноламинов разного состава:
Н2С—СН2 + NHS —*- nh2—сн2—СН2ОН О'"	~	<
2Н2С—СН2 + NH3 —>- nh(ch2-ch2oh)2
ЗН2С—СН2 + NH3-----> N(CHg—сн3он)3
О
162
Задачи
457.	В реактор получения гексаметилсидиамниа гидрированием адиподинитрила подают 3600 м3 водорода в час. Выход гексаметилендиамина 97% по адиподинитрилу, мольное соотношение адиподинитрила и водорода 1 : 20. Определить объем катализатора в реакторе, если производительность 1 м3 катализатора равна 250 кг гексаметилендиамина в час.
458.	На установку гидрирования адиподиннтрила производительностью 900 кг гексаметилендиамина в час подают 3500 м3 водорода. Определить мольное соотношение адиподинитрила и водорода, если выход гексаметилендиамина составляет 95% в расчете на исходный адиподинитрил.
459.	В реактор каталитического восстановления нитробензола подают в час 6000 м3 водорода и нитробензол, причем мольное соотношение нитробензола и водорода в газовой смеси равно 1 : 60. Определить массовый расход нитробензола и производительность реактора по анилину, если выход анилина равен 98% в расчете на исходный нитробензол.
460.	Производительность установки каталитического восстановления нитробензола равна 500 кг анилина в час. Мольное соотношение водорода и нитробензола в газовой смеси, подаваемой в реактор, равно 65 : 1, а выход анилина 97% в расчете на исходный нитробензол. Определить производительность 1 м3 катализатора по анилину, если объемная скорость подачи газовой смеси составляет 750 ч-1.
461.	Производительность катализатора в реакторе восстановления нитробензола по анилину составляет 60 кг/(м3-ч); выход анилина 98 % в расчете на исходный; нитробензол. Массовый расход нитробензола равен 550 кг/ч, а водород подают в 20-кратном избытке от теоретического. Определить время пребывания контактных газов в реакторе.
462.	Определить массовый расход этиленоксида и аммиака на установке производительностью 1000 кг смеси этаноламинов в час. Состав смеси такой: моноэта-ноламин 70%, диэтаноламин 25%, триэтаноламин 5%. Мольное соотношение этиленоксида и аммиака в исходной смеси равно 1 : 10.
6*
163
ПОЛУЧЕНИЕ СИНИЛЬНОЙ кислоты
И АКРИЛОНИТРИЛА
Синильную кислоту получают окислительным аммонолизом метана при 1000 °C на платиновых катализаторах:
СН4 -|- NH;1 + 1,5О2-, HCN + ЗН2О
Исходную смесь метана, аммиака и кислорода (в виде воздуха) подают в объемном соотношении 1,1 : 1 : 1,5. Степень конверсии аммиака 83—85%, селективность по синильной кислоте 78—80%, время контакта до 0,05 с.
Акрилонитрил получают преимущественно окислительным аммонолизом пропилена на оксидах ванадия, висмута и др.:
СН2=СН—СН«+ NH, + 1, 5О2 . CH2=CHCN + ЗН2О Объемное соотношение пропилена, аммиака и кислорода поддерживают равным 1 : (0,94-1,1) : (1,84-2,4); процесс ведут в аппаратах с псевдоожиженным слоем ката лизатора при 400 - 500 °C до степени конверсии пропилена 80—95%. Время контакта 5—6 с; выход акрилонитрила 80—85% в расчете на превращенное сырье.
Задачи
463.	На установку получения синильной кислоты окислительным аммонолизом метана подают в час 600 м;| метана. Объемное соотношение метана, аммиака и воздуха равно 1,1 : 1 : 7,1. Время контакта газов 0,02 с, степень конверсии аммиака 85%, селективность по синили нон кислоте 80%. Определить массовую производитель ность 1 м3 катализатора по синильной кислоте. Коэффи циент увеличения объема газов 4,8.
464.	Часовая производительность установки окисли тельного аммонолиза метана равна 6400 м3 контактного газа, объемная доля синильной кислоты в котором 6%. Степень конверсии аммиака 83%, а селективность по синильной кислоте 80%. Исходные газы подают в аппарат со скоростью 0,9 м/с; объемная доля аммиака в смеси исходных газов равна 12%. Определить площадь поперечного сечения аппарата в его реакционной части. Коэффициент увеличения объема газов 4,5.
465.	На установку получения синильной кислоты окислительным аммонолизом метана подают в час 550 м3 аммиака. Степень конверсии аммиака 84%', се 164
лективйость по синильной кислоте 83%. «Определить объемное соотношение аммиака и метана в исходной смеси, если выход синильной кислоты равен 62% в расчете на исходный метан.
466.	Производительность установки окислительного аммонолиза метана равна 500 кг синильной кислоты в час при производительности катализатора, равной 3700 кг/(м3-ч). Объемная скорость подачи смеси 40 000 ч’, а объемный состав смеси такой: 13% метана, 75% воздуха и 12% аммиака. Определить объемные расходы сырья и выход синильной кислоты в расчете на исходный аммиак.
467.	В реакторе окислительного аммонолиза пропилена объем псевдоожиженного слоя катализатора равен 25 м3. Производительность 1 м3 катализатора равна 50 кг акрилонитрила в час. Степень конверсии пропилена 85%, селективность по акрилонитрилу 80%, объемное соотношение пропилена и аммиака 1 :0,9. Определить массовые расходы пропилена и аммиака.
468.	Производительность установки окислительного аммонолиза пропилена равна 1200 кг акрилонитрила в час. Мольное соотношение пропилена, аммиака, кислорода и воды равно 1 : 0,9 : 2 : 3. Степень конверсии пропилена 90%, селективность по акрилонитрилу 82%'. Определить объем катализатора в реакторе, если объемная скорость подачи газовой смеси равна 550 ч-1.
469.	При окислительном аммонолизе пропилена производительность реактора с псевдоожиженным слоем катализатора равна 1150 кг акрилонитрила в час. Степень конверсии пропилена в акрилонитрил 65%, объемная доля пропилена в исходной паро-газовой смеси 13%- Определить диаметр реактора, если линейная скорость газовой: смеси в сечении реактора равна 0,4 м/с.
470.	В реактор с псевдоожиженным слоем катализатора, производительность 1 м3 которого равна 50 кг акрилонитрила в час, поступает 11000 м3 паро-газовой смеси с объемной долей пропилена 12%. Степень конверсии пропилена 88%, селективность по акрилонитрилу 85%. Определить время пребывания смеси в реакционной: зоне.
Раздел 5
ПРОМЫШЛЕННЫЕ СПОСОБЫ ПОЛУЧЕНИЯ
СИНТЕТИЧЕСКИХ ПОЛИМЕРНЫХ
МАТЕРИАЛОВ
ПОЛУЧЕНИЕ ОЛИГОМЕРОВ ОЛЕФИНОВ
Олигомеры олефинов (полимеры с молекулярной массой от 500 до 5000) получают в присутствии катализаторов (Н3РО4, H2SO4, HF, BF3, А1С13 и др.). Процесс ведут в реакторах трубчатого или полочного типа. Достигается следующий выход олигомеров в расчете на превращенное сырье: на этилен 20—30%, на пропилен 70—80%, на «-бутен 90—95%. Температура и давление процесса зависят от природы катализатора, сырья и ассортимента получаемых продуктов: температура изменяется от 20 до 300 °C, давление от 0,1 до 0,7 МПа. Производительность катализатора в трубчатых реакторах 900-7-1200 кг/(кг-ч), в реакторах полочного типа до 500 кг/(кг-ч) при объемной скорости подачи сырья 0,64-4 ч~‘.
Пример 1. На установке полимеризации бутан-^бутеновой фракции в присутствии ортофосфорной кислоты перерабатывают 16000 кг сырья в час. Определить число трубчатых реакторов, если массовая скорость подачи сырья равна 0,7 ч-1, .насыпная плотность катализатора 950 кг/м3, внутренний диаметр трубок .86 мм, их длина 7 м, а число трубок в одном реакторе 196.
Решение. Объем катализатора, необходимого -для процесса:
Вместимость трубок одного реактора:
196-0,785 (0,086)2-7 = 8 м3
Число реакторов:
24,1:8 =3
Пример 2. На установке полимеризации в присутствии ортофосфорной кислоты перерабатывают в час 17000 м3 углеводородного газа такого массового состава: 15% пропилена, 35% пропана, 23% бутенов, 27% бутана. Определить производительность уста новки по полимербензину, если степень конверсии бутенов равна 100%, а пропилена 90%.
166
56	58
Решение. Средняя молекулярная масса сырья: 100 ---------------------------------= 48,1 кг/моль 15	35 , 23	30
42	44
Плбтность сырья:
48,1-1000 ---------— = 2,15 кг/м8 22,4
Массовый расход .перерабатываемого сырья: 17 000-2,15 = 36 550 кг/ч
Производительность установки по полимербензину (с учетом массовых долей и степени .превращения олефинов):
36550-0,15-0,9 + 36550-0,23 = 13 341 кг/ч
Задачи
471.	На установке полимеризации в присутствии ортофосфорной кислоты перерабатывают 15000 кг пропанпропиленовой фракции в час. Массовая скорость подачи сырья 0,9 ч~*. Определить число слоев катализатора, если диаметр реактора полочного типа 2 м, а высота одного слоя катализатора 1,35 м. Насыпная плотность катализатора 1000 кг/м3.
472.	Составить материальный баланс установки полимеризации пропилена в присутствии ортофосфорной кислоты, если расход пропан-пропиленовой фракции равен 15000 кг/ч, а массовая доля пропилена в сырье 28% • Степень конверсии пропилена 88%.
473.	Составить материальный баланс установки полимеризации олефинов в присутствии ортофосфорной кислоты. Объемный расход углеводородного газа 20000 м3/ч, а его объемный состав таков: пропилен 25%, пропан 38%, бутены 17%, бутан 20%. Степень конверсии бутенов 90%, пропилена 85 % -
474.	На установку полимеризации в присутствии ортофосфорной кислоты подают в час 16000 кг пропанпропиленовой фракции, в которой объемная доля пропилена 30%- а пропана 70% Степень конверсии пропилена 92%, тепловой эффект реакции 1340 кДж на 1 кг олигомеров. Определить количество образующегося водяного пара, если температуру в реакторе трубчатого типа поддерживают за счет подачи водного конденсата при 200 °C. Теплота парообразования воды 35 кДж/моль.
475.	На установку полимеризации в присутствии ор-
167
тофосфорной кислоты подают в час 15000 кг пропанпропиленовой фракции с массовой долей пропилена 32%. Выделяющуюся теплоту (1340 кДж на 1 кг олигомеров) снимают, подавая в межтрубное пространство кипящую воду при 220 °C. Определить степень конверсии пропилена, если образуется 3100 кг водяного пара в час. Теплота парообразования воды 33,5 кДж/моль.
476.	На установке полимеризации в присутствии ор-тофосфорной кислоты перерабатывают в час 18000 кг пропан-пропиленовой и бутан-бутеновой фракций. Определить число трубчатых реакторов, если плотность жидкого сырья 585 кг/м3, объемная скорость подачи сырья 2 ч-1, внутренний диаметр трубок 60 мм, длина трубок 6 м, а число трубок в одном реакторе 168.
477.	Производительность установки полимеризации с реактором полочного типа составляет 2000 кг полимеров в час. Массовая доля пропилена в исходном сырье 36%, степень конверсии пропилена 89%. Определить число слоев катализатора, если объемная скорость подачи сырья равна 2,2 ч1, высота одного слоя 1,1 м, диаметр реактора 2 м, плотность жидкого сырья 528 кг/м3.
478.	На установке полимеризации пропан-пропиленовой фракции (массовая доля пропилена 35%) выделяющуюся теплоту снимают за счет подачи в межтрубное пространство кипящей воды при 210°C. При этом в час образуется 3200 кг водяного пара. Определить массовый расход пропан-пропиленовой фракции, если в процессе полимеризации выделяется теплота в количестве 1340 кДж на 1 кг олигомеров. Теплота парообразования воды 34,2 кДж/моль.
ПОЛУЧЕНИЕ ПОЛИЭТИЛЕНА
В зависимости от условий полимеризации этилена получают полиэтилен высокого давления (при 150- -200 МПа и 180—240°C), среднего давления (при 2 5 МПа и 130—170 °C в растворителе) и низкого давления (при 0,1—0,5 МПа и 60—70 °C в присутствии ката лизаторов в растворителе. Для полимеризации используют трубчатые реакторы, автоклавные реакторы с мешалками, колонные аппараты.
Пример. Производительность трубчатого реактора полимеризации этилена при 170 МПа равна 6000 кг полиэтилена в час. Реак тор имеет диаметр 60 мм и длину 1000 м. Определить объемную
168
скорость подачй этилена (при указанном давлении -и средней температуре газа 190°C), если степень конверсии этилена равна 12,5%.
Решение. Массовый расход этилена:
6000:0,125 = 48 000 кг/ч
Объемный расход этилена при указанных давлении и техмпературе:
48000-22,4-0,1013 (1904-273)	„
--------------------------=38,8 м“/ч 28-273-170----------------'
Объем реактора:
0,785 (0,06)2-1000 = 2,83 м3
Объемная скорость подачи этилена:
38,8:2,83= 13,7 ч-1
Задачи
479.	Этилен, сжатый до 180 МПа, поступает в трубчатый реактор полимеризации с объемной скоростью подачи 12 ч-1. Объемный расход этилена, измеренный до его компримирования, равен 40000 м3/ч, степень конверсии этилена 13% Средняя температура газа в реакторе 195 °C. Определить производительность по полиэтилену в расчете на 1 м3 реактора.
480.	Объемный расход этилена на установке полимеризации, измеренный до компримирования, равен 42000 м3/ч. Газ поступает в трубчатый реактор при 180 МПа; средняя температура газа в реакторе 190 °C. Определить время пребывания газовой смеси в реакторе объемом 3,6 м3.
481.	Производительность установки полимеризации этилена 5,8 т полиэтилена в час при степени конверсии этилена 13% Исходный этилен сжимают до 165 ЛШа; средняя температура газа в реакторе 190 °C. Определить линейную скорость газовой смеси в трубчатом реакторе диаметром 32 мм.
482.	Степень конверсии этилена в автоклавном реакторе 26%; объемный расход этилена, находящегося при 200 МПа и 190 °C, равен 15,5 м3/ч. Определить производительность реактора по полиэтилену в расчете на 1 м3 реакционного объема, если время пребывания этилена в реакторе 2 мин.
 483. Производительность автоклавного реактора полимеризации этилена 5500 кг полиэтилена в час. Процесс ведут при 190 МПа и 200 °C до степени полимеризации этилена 24,5% . Определить объем реактора, если время пребывания в нем этилена 2 мин.
169
484.	Производительность автоклавного реактора полимеризации этилена 5250 кг полиэтилена в час. В реакторе поддерживают температуру 210 °C; этилен подают при 180 МПа с объемной скоростью 30 ч-1. Определить диаметр и высоту реакционной зоны, если их соотношение равно 1 : 15, а степень конверсии этилена 25%.
485.	В каскад автоклавных реакторов полимеризации этилена при среднем давлении подают 8000 м3 этилена в час. В качестве растворителя используют бензин. На снятие выделяющейся теплоты расходуют 90% этилена и 35% бензина. Определить массовый расход бензина, если массовая доля полиэтилена в растворе, выходящем из каскада реакторов, равна 20%.
486.	В каскад автоклавных реакторов полимеризации этилена при среднем давлении подают 8200 м3 этилена в час и 6250 кг бензина (растворитель). Часть (30%) бензина расходуется на снятие выделяющейся теплоты, Определить степень конверсии этилена, если массовая доля полиэтилена в растворе, выходящем из каскада реакторов, равна 18%.
487.	Производительность установки полимеризации этилена при низком давлении равна 5000 кг полиэтилена в час. Определить объемный расход этилена и полезный реакционный объем, если степень конверсии этилена равна 98%, массовая концентрация полимера в суспензии, выходящей из реактора, 80 кг/м3, а время пребывания реакционной массы в реакторе 6 ч.
488.	Производительность реактора полимеризации этилена при низком давлении 15 кг полиэтилена в час с 1 м3 реакционного объема. Определить массовый расход бензина на снятие выделяющейся теплоты, если объем реактора 80 м3, количество выделяющейся теплоты 3600 кДж на 1 кг полиэтилена, а теплота испарения растворителя 380 кДж/кг .
ПОЛУЧЕНИЕ ПОЛИПРОПИЛЕНА
И ПОЛИИЗОБУТЕНА
Полипропилен получают при 60—70 °C и 1— 1,2 МПа в емкостных аппаратах с мешалками в среде жидкого углеводорода (чаще всего используют пропан-проппленовую фракцию). Выделяющуюся теплоту снимают за счет испарения углеводорода.
Полиизобутен получают полимеризацией изобутена в
170
среде жидкого этилена при —100°C. Выделяющуюся теплоту отводят за счет кипения растворителя.
Задачи
489.	Производительность установки полимеризации пропилена равна 2500 кг полипропилена в час. Определить массовый расход жидкой пропан-пропиленовой фракции с массовой долей пропана 40%. Степень конверсии пропилена 98%.
490.	На установку полимеризации пропилена подают в час 1400 м3 газа с объемной долей пропилена 99%. Степень конверсии пропилена 98%- Определить объемный расход суспензии, в которой массовая концентрация полимера равна 178 кг/м3.
491.	На установку полимеризации подают в час 4 100 кг пропан-пропиленовой фракции с массовой долей пропилена 58%- Степень конверсии пропилена 97%. Выделяющуюся теплоту (1395 кДж на 1 кг полипропилена) снимают за счет испарения пропана и части растворителя (бензин). Определить массовый расход растворителя на снятие выделяющейся теплоты, если теплота испарения пропана равна 11,4 кДж/моль, а теплота испарения растворителя 380 кДж/кг.
492.	В ленточный полимеризатор подают в час 50000 кг раствора изобутена в этилене; массовая доля изобутена 20%- Степень конверсии изобутена 100%. Определить, в каком избытке (к требуемому для снятия выделяющейся теплоты) расходуется этилен, если тепловой эффект полимеризации 53 кДж в расчете на 1 моль изо-СьНъ, а теплота испарения С2Н4 13,4 кДж/моль.
493.	В ленточный полимеризатор подают в час 60000 кг раствора изобутена в этилене; массовая доля изобутена в растворе 18%. Ширина слоя полимера, снимаемого со стальной ленты полимеризатора, 0,4 м, толщина слоя 2 см. Степень конверсии изобутена 100%. Определить скорость движения ленты, если плотность полимера равна 910 кг/м3.
494.	Скорость движения стальной ленты в полимеризаторе 30 м/мин, а слой полиизобутена, снимаемый с ленты, имеет ширину 0,45 м и толщину 2,5 см. Определить массовый расход изобутена и этилена, если их массовое соотношение в смеси, подаваемой на полимеризацию, равно 1 : 5. Плотность полимера 910 кг/м3, степень конверсии изобутена 100%.
171
ПОЛУЧЕНИЕ ПОЛИСТИРОЛА
Полистирол получают в промышленности тремя разными методами:
блочным с неполной конверсией стирола при 75— 215°C и степени конверсии стирола 90—97% в полимеризаторах емкостного типа и колонных агрегатах;
эмульсионным при 95—96°C и степени конверсии стирола 99,5% в емкостных аппаратах;
суспензионным при 80 °C и степени конверсии стирола до 99% в емкостных аппаратах.
Задачи
495.	Степень конверсии стирола в первом форполи-меризаторе 45%; процесс полимеризации ведут на установке производительностью 2000 кг полистирола в час до степени конверсии стирола 95%- Определить объемный расход стирола и массовое содержание полимера и мономера в реакционной смеси на выходе из первого форполимеризатора. Плотность стирола 906 кг/м3.
496.	Предварительную полимеризацию стирола проводят последовательно в реакторах объемом по 10 м3. Время пребывания реакционной массы в каждом аппарате 18 ч; коэффициент заполнения аппаратов 0,8. Определить общее число реакторов для обеспечения производительности установки, равной 1900 кг полистирола в час, при общей степени конверсии стирола 95%. Плотность стирола и реакционной массы в реакторах 906 кг/м3.
497.	Предварительную полимеризацию стирола осуществляют в каскаде из двух реакторов. Степень конверсии стирола в первом аппарате 48%, во втором 80%; объемный! расход стирола 2,1 м3/ч. Определить количество теплоты, выделяющейся в каждом реакторе, если тепловой эффект полимеризации стирола равен 69 кДж в расчете на 1 моль мономера. Плотность стирола 906 кг/м3.
498.	Полимеризацию стирола ведут в колонном аппарате до степени конверсии 95%. Производительность установки 2000 кг полистирола в час; степень конверсии стирола на стадии форполимеризации 75%. Определить количество выделяющейся теплоты на каждой стадии. Тепловой эффект полимеризации стирола 69 кДж в расчете на 1 моль мономера.
172
499.	Полимеризацию стирола проводят в каскаде из двух форполимеризаторов и колонном агрегате. Время пребывания реакционной массы в каждом форполимери-заторе 8 ч, а в колонном агрегате 6 ч. Колонна имеет диаметр 1,2 м и высоту 11 м. Определить объемный расход стирола и число колонн для обеспечения работы 8 форполимеризаторов вместимостью по 4 м3. Принять плотности стирола и реакционных масс одинаковыми.
500.	Массовый расход стирола на установке эмульсионной полимеризации 1300 кг/ч; объемная доля стирола в смеси, поступающей на полимеризацию, 34%. Определить число реакторов для проведения непрерывного про-'цесса, если время пребывания смеси в каскаде реакторов 4 ч, объем каждого реактора 5 м3, коэффициент заполнения реактора 0,84. Плотность стирола 906 кг/м3.
501.	Сополимер стирола и «-метилстирола состоит из 70% полистирола и 30% полимера ct-метилстирола. Массовая доля сополимера в латексе, получаемом при эмульсионной полимеризации, 28%. Определить количество теплоты, выделяющейся при получении 2000 кг латекса в час, и расход воды на охлаждение реакционной массы, если начальная температура воды 15 °C, а конечная 30 °C. Теплота полимеризации (в расчете па 1 моль 'мономера) для стирола 69 кДж/моль, для «-метилстирола 35 кДж/моль.
ПОЛУЧЕНИЕ БУТАДИЕНОВЫХ КАУЧУКОВ
Каучуки на основе бутадиена получают эмульсионной сополимеризацией (бутадиен-стирольные, бутадпен-а-метилстирольные, бутадиен-нитрильные) или полимеризацией бутадиена в растворе (стереорегулярный бутадиеновый). Эмульсионную сополимеризацию ведут при низкой (5 °C) и высокой (30—50 °C) температурах. Полимеризацию бутадиена в растворе ведут при 30 °C. Для этих процессов используют батареи последовательно соединенных полимеризаторов.
Задачи
502.	В батарею реакторов с целью получения бутади ен-стирольного каучука высокотемпературной сополимеризацией подают углеводородную (бутадиен и стирол в массовом соотношении 7:3) и водную фазы в массовом соотношении 1,05: 1. Степень конверсии мономеров 60%, массовая доля сухого остатка (полимеры) в латексе
173
32%. Определить массовые расходы мономеров и воды для производства 3000 кг каучука в час.
503.	При низкотемпературной сополимеризации бутадиена и а-метилстирола 62%-ная степень конверсии достигается за 15 ч. Водную фазу подают в массовом отношении к углеводородной, равном 1,8 : 1. Определить суммарный объем реактора для обеспечения производительности установки 2800 кг каучука в час и съем каучука с 1 м3 реактора, если плотность латекса равна 1020 кг/м3.
504.	Массовая доля полимера в латексе, получаемом низкотемпературной сополимеризацией бутадиена и стирола (массовое отношение мономеров в исходной смеси 55 : 45), равна 21 %. Производительность установки по латексу 15000 кг/ч. Определить массовые расходы мономеров и количество теплоты, выделяющейся при полимеризации, если степень конверсии мономеров равна 61 %. Теплота полимеризации бутадиена 72 кДж в расчете на 1 моль мономера, теплота полимеризации стирола 69 кДж/моль.
505.	Для производства каучука СКН-26 с массовой долей полиакрилонитрила 26% используют бутадиен (массовая доля С4Н6 равна 94%) и акрилонитрил (массовая доля акрилонитрила 99%); степень конверсии мономеров 70%- Определить массовые расходы сырья и водной фазы, если производительность установки по каучуку 1500 кг/ч, а массовая доля каучука в латексе 18%
506.	Эмульсионную сополимеризацию бутадиена и акрилонитрила ведут при 5 °C в каскаде полимеризаторов. Производительность установки 1600 кг каучука СКН-40 (массовая доля полиакрилонитрила 40%) в час. Определить необходимую площадь поверхности теплообмена и число аппаратов с площадью поверхности охлаждения по 46 м2, если тепловой эффект полимеризации (в расчете на 1 моль мономера) составляет для бутадиена 72 кДж/моль, а для акрилонитрила 77 кДж/моль. Для охлаждения используют рассол при —6 °C (на входе в рубашку и змеевик) и —2 °C (на выходе); коэффициент теплопередачи 150 Вт/(м2-К).
507.	Полимеризацию бутадиена в растворе ведут и каскаде из пяти автоклавных реакторов вместимостью по 16 м3. Массовая доля бутадиена в исходном растворе 12%; продолжительность полимеризации 4 ч при степени конверсии бутадиена 90%. Определить производитель 174
	
ность установки по каучуку СКД, если плотность реакционной массы равна 1100 кг/м3, а коэффициент заполнения реакторов 0,85.
508.	Полимеризацию бутадиена в растворе ведут при 30 °C в каскаде автоклавных реакторов с площадью поверхности теплообмена 45 м2 в каждом. Производительность установки 2500 кг каучука СКД в час. Тепловой эффект полимеризации бутадиена 72 кДж на 1 моль мономера, степень конверсии мономера 85%. В качестве хладоагента используют рассол при минус 10 °C (на входе в рубашку и змеевик) и 10°C (на выходе). Определить массовый расход бутадиена и необходимое число реакторов. Коэффициент теплопередачи 165 Вт/(м2-К).
509.	Каучук СКД получают в каскаде автоклавных реакторов вместимостью по 16 м3. Массовая доля бутадиена в исходном растворе 11%, полимеризация длится 5 ч при степени конверсии мономера 92%. Производительность установки 2000 кг каучука в час, плотность полимеризации 1100 кг/м3. Определить необходимое число реакторов при коэффициенте заполнения аппарата 0,9.
ПОЛУЧЕНИЕ ПОЛИВИНИЛХЛОРИДА
В промышленности применяют три основных метода полимеризации винихлорида:
блочный — в интервале от минус 10 до минус 20 °C до степени конверсии мономера 65—70%;
суспензионный (наиболее распространенный) — при 30—70 °C и степени конверсии мономера 80—90%;
эмульсионный — при 40—60 °C и степени конверсии мономера 90—95%.
Для проведения полимеризации используют автоклавные реакторы вместимостью 15—40 м3.
Задачи
510.	Объемный расход винилхлорида (плотность 973 кг/м3) на установке блочной полимеризации с двумя реакторами равен 5 м3/ч. В процессе полимеризации в первом реакторе выделяется 198,1 кВт теплоты. Определить степень конверсии винилхлорида в этом аппарате. Тепловой эффект полимеризации винихлорида 91,6 кДж в расчете на 1 моль мономера.
511.	На установке суспензионной полимеризации винилхлорида производительностью 3000 кг поливинилхло-
175
рида в час степень конверсии мономера равна 90% при времени процесса 9 ч. Объемное соотношение винилхлорида и водной фазы 1 : 1,7. Определить число реакторов, необходимых для проведения процесса периодическим способом, если вместимость реактора 25 м3, а коэффи циент его заполнения 0,85. Плотность винилхлорида 973 кг/м3.
512.	Массовая доля поливинилхлорида в латексе, получаемом эмульсионной полимеризацией винилхлорида, равна 42%. Степень конверсии мономера 95%, произво дительность установки 1500 кг полимера в час. Определить объемное соотношение винилхлорида и водной фазы, если плотность эмульсии 1120 кг/м3, а плотность винилхлорида 973 кг/м3.
513.	В каскад из двух реакторов эмульсионной поли меризации винилхлорида подают в час 3,5 м3 эмульсин, в которой объемное соотношение винилхлорида и водной фазы равно 1 : 1,4. Степень конверсии мономера в первом полимеризаторе 85%, а во втором 95% в расчете на исходный мономер. Определить производительность установки по поливинилхлориду и количество теплоты, выделяющейся в каждом реакторе, если тепловой эффект полимеризации винилхлорида равен 91,6 кДж в расчете на 1 моль мономера, а плотность винилхлорида 973 кг/м3.
ПОЛУЧЕНИЕ ПОЛИВИНИЛАЦЕТАТА
Наиболее широко применяется полимеризация винилацетата в растворителе (обычно—-метанол). Степень конверсии мономера 65—70% при 60—70 °C и времени полимеризации 8—10 ч.
Задачи
514.	Объемное соотношение винилацетата и метанола на входе в каскад из двух реакторов полимеризации равно 95:5. Степень конверсии винилацетата 65%; из каскада непрерывно отбирают в час 1600 кг раствора с массовой долей: винилацетата 11,2%. Определить общий расход метанола в процессе и расход метанола в первом реакторе, учитывая что часть метанола дополнительно подают во второй реактор. Плотность винилацетата 934 кг/м3, плотность метанола 790 кг/м3.
515.	Производительность установки полимеризации винилацетата равна 400 кг полимера в час. Массовое со 176
отношение винилацетата и метанола на входе в полимеризатор 23:1; массовая доля полимера в метанольном растворе, отбираемом из каскада двух последовательных реакторов колонного типа объемом 5 и 12 м3, равна 20%. Полимеризацию ведут до 70%-ной степени конверсии мономера. Определить коэффициенты заполнения реакторов, если время пребывания реакционной массы в каждом аппарате равно 4 ч. Плотность реакционной массы в первом аппарате 950 кг/м3, во втором 820 кг/м3.
516.	Объемный расход винилацетата на установке полимеризации в растворе равен 1000 м3/ч. Из каскада двух реакторов непрерывно отбирают в час 2000 кг метанольного раствора, массовая доля полимера в котором равна 19%. Определить количество теплоты, выделяющейся при полимеризации в каждом аппарате, если степень конверсии мономера в первом реакторе равна 35%. Тепловой эффект полимеризации винилацетата 89,5 кДж на 1 моль винилацетата, а плотность мономера 934 кг/м3.
РЕКОМЕНДУЕМАЯ ЛИТЕРАТУРА
Лебедев Н. Н. Химия и технология основного органического и нефтехимического синтеза. 3-е изд. М., Химия, 1981. 608 с.
Юкельсон И. И. Технология основного органического синтеза. М., Химия, 1968. 848 с.
Паушкин Л. М., Адельсон С. В., Вишнякова Т. П. Технология нефтехимического синтеза. М., Химия, ч. I, 1973. 444 с.; ч. II, 1975. 352 с.
Белов П. С. Основы технологии нефтехимического синтеза, 2-е изд. М„ Химия, 1982. 280 с.
Брацыхин Е. А., Шульгина Э. С. Технология пластических масс. 3-е изд. Л., Химия, 1982. 328 с.
Рейхсфельд В. О., Еркова Л. Н. Оборудование производств основного органического синтеза и синтетических каучуков. Л., Химия, 1974. 440 с.
Павлов К. Ф-, Романков П. Г., Носков А. А. Примеры и задачи по курсу процессов и аппаратов химической технологии. 3-е изд. Л., Химия, 1981. 560 с.
Сарданашвили А. Г., Львова А. И. Примеры и задачи по технологии переработки нефти и газа. 2-е изд., М., Химия, 1980. 255 с.
Справочник химика. / Под ред. Б. П. Никольского т. 1—3. Л., Химия, 1971.
Краткий справочник физико-химических величин. / Под ред. К. П. Мищенко и А. А. Равделя. Л., Химия, 1983. 232 с.
Приложении
1. Свойства основных углеводородных газов и жидкостей
Наименование	Молекулярная масса*	Плотность при нормальных условиях, кг/м3
Метан СН4	16	0,717
Этан CjHg	30	1,356
Пропан 18	44	2,017
н-Бутан, изобутан C4Hi0	58	2,590
Изооктан C8H1S	114	0,703
Этилен С2Н4	28	1,250
Пропилен С3Н6	42	1,880
н-Бутен, изобутен С4Н8	56	2,500
Ацетилен С2Н2	26	1,770
Бензол CgHg	78	0,879
Толуол С6Н5—СН8	92	0,866
•Величина, принятая для расчетов.
2. Энергии связей органических соединений (средние значения)
Связь	Энергия связи, кДж/молг	Связь	Энергия связи, кДж/моль	Связь	Энергия связи, кДж/МОЛ 1.
и —и	443	С —F	427	С —S	239
F—F	155	С —Р	582	Н —F	565
С1—С1	239	Р —С1	288	Н — С1	427
Вг— Вг	190	Р —о	596	Н — Вт	363
I — I	149	N —Н	389	Н— I	296
О-О(Н2О2)	142	С —С1	327	Н — О	460
0 = 0	491	С —Вг	272	Н —S	339
N = N	419	С—I	239	Н —N	389
N = N	943	С—О	356	S —С1	240
С —С	339	с = о	741	Р = О	356
с = с	613	С —N	306	Р —S	423
с = с	837	C = N	615	s = o	386
с— н	412	С = N	879		
178
3.	Эмпирические данные для вычисления теплоемкости твердых и жидких веществ
Cp=S где п~ число атомов в молекуле; с2— атомная теплоемкость
Теплоемкость Ср, Дж/(моль-К) элементов
С HNBBeOSi F S
Остальные элементы
Р
Для твердых веществ:
7,531 9,62111,3011 1,72115,90116,74120,08120,92122,59123,01
25.94—
26,78
Для жидких веществ:
1 I ,72117,991
125,10124,27129.29130,96129,291
33,47
Для растворов: с =  W,C1	~. Дж/(г-К), где i»t. ta2—массовые до-
100
ли компонентов, %; ct, с2—их удельная теплоемкость, Дж/(г-К)
Примечание: При значительной теплоте смешения (растворения) получаются повышенные результаты.
4.	Теплота сгорания парафинов, олефинов и первичных спиртов (для стандартных условий)
Соединение
Теплота сгорания, кДж/моль
Разность для СН2- группы
и-Парафины
Метан СН, Этан С2Не Пропан СЯНЯ н-Бутан С,Н,„ н-Пентан CSH12 н-Гексан СсН„ н-Гептан С,Н10 н-Октан СеН18
890,95 1560.92 2221,52 2880,43 3539,10 4197,70 4856,70 5515,70
669.97 660,60 658.91
658,67 658,6
659.0
659,0
w-Олефины с концевой двойной связью
Этилен СН2 ~ СН2 Пропилен СН2 = CH — СНЯ Бутен-1 СН2 = СН —С2НЕ Пентен-1 СН2 = СН — СЯН, Гексен-1 СН2 = СН — C,HS Гептен-1 СН2 = СН — С5Н„ Октен-1 СН2 = СН —СеН1я Нонен-1 СН2 = СН — С,Н,6 Децен-1 СН2 = СН — С„Н„
1411,91	647,95
2059,86	660,56
2720,42	657,48
3377,90	659,4
4037,30	659,0
4696,30	659,0
5355,30	659, 5
6014,80 6673,80	659.0
Первичные спирты с нормальной цепью
Метанол СНЯОН Этанол С2Н5ОН Пропанол С8Н,ОН Бутанол С,НРОН Пентанол С5Н,,ОН Гексанол СеН1яОН Гептанол С,Н,ВОН Октанол С,Н,,ОН Нонанол С,Н1ВОН Деканол CSPH2JOH
764,43	645,60
1410,03	654,90
2064,93	656,07
2721.00	656,70
3377,70	6 56.70
4034,40	657.33
4691,73	657,33
5349,06	657,32
6006,38	657,33
6663,71	
179
Up,
ккал кг-°с
го
<4'Р
‘\-Зр
~с
о
ЭТ’Н
wo_ бОСЙ 80(Р 1ООО2. 1200-5
	7	-to
5О g 9°	12	Во J3	Co
1ПО° ° ш 11 о 15	“о®	-0,6
	17° _	r0,5
37О 38^°^ ^18	-""'Е320 J321°	50,5
	бВ2729	0.3
30% зг° 31		-0,2
дао
54°
35° -0,1
	50,08
36°	
-0,06
-0,05
Рис. 1. Номограмма для определения удельной теплоемкое ти газов при атмосферном давлении.
Через точки, соответ ст вующие данному веще ству (см. таблицу) и заданной температуре, провести прямую. Точка ее пересечения со шкалой удельной теплоемкости дает искомое значение.
1 ккал=4,19 кДж.
5, Таблица к рис. 1
	к i	s о Е О С а°		ав 4 * 1	S о &оО к °
Газ	н о	ё к ’я .? S -Q	Газ		С _ . Г- К —
	ф о S я Д а ф Has	»-г х S с. Е 2 ЕГ		Номег на hoi ме	
Азот	26	0—1400	Оксид азота	25	0—700
Аммиак	12	0—600		28	700—1400
	14	600—1400	Оксид углерода	26	0—1400
Ацетилен	10	0—200	Сера (пары)	33	300—1400
	15	200—400	Сероводород	19	0—700
	16	400—1400		21	700—1400
Бромводород	35	0—1400	Фреон-11	38	0—1 50
Бодород	1	0—600	Фреон-21	39	0—1 50
	2	600—1400	Фреон-2 2	3 7	0—1 50
Водяной пар	17	0—1400	Фторводород	20	0—1400
Воздух	27	0—1400	Хлор	32	0—200
Диоксид серы	22	0—400		34	200—1400
	31	400—1400	Хлорводород	30	0—1400
Диоксид углерода	1 8	0—400	Этан	3	0—200
	24	400—1400		9	200—600
Иодводород	36	0—1400		8	600—1400
Кислород	23	0—500	Этилен	4	0—200
	29	500—1400		1 1	200—600
Метан	5	0—300		13	600—1400
	6	300—700			
	7	700—1400			
180
°C
гоо
J0 O55 4° Or с
5О
КО
57О
о®
100
®о go
1Ю 1^13с53
1*оо15
,ее^о№о2ПА
22о огз
25°
Z7O
28о
50
4о °°4S 4SO 047
45 о
38 -'О ОО‘
4$с
°21
О26 29 305; ° °ззсы ,§035 2 °ЗВ ,39 040
49
50
50 о
г ХКСЛ LPf кг-°С oF0'2
С-г0-
0,'+
—0,5
-0,6
'-0,7
51 о
'-0,8
О
о
—0,9
Зе
дао-3
5Z о
Рис. 2. Номограмма для определения удельной теплоемкости жидкостей, указаных в Приложении 6.
Через точку, соответствующую данному веществу Сем. таблицу 6 на стр. 182) п заданной температуре, провести прямую. Точка ее пересечения со шкалой удельной теплоемкости дает искомое значение.
I ккал = 4,19 кДж.
181
6. Таблица к рис. 2
Жидкость	Номер точки на номограмме	Пределы применения номограммы, °C
Аммиак	52	(—70) —50 0 1 зо
Анилин	30	
Ацетон	32	20-50
Бензиловый спирт	27	(—20)—30 (—30)—30
Бензилхлорид Бензол	10 23	
Бутанол Вода Гексан Гептан	44 53 35 28	0—100 10—200 (—80)—20
Глицерин	38	0—60 (—40)—20 0—200 (—80)—25 (—80)—25 (—20)—100 80—120 30—100 0—200 (—30)—60 ( — 100)—25
Даутерм А Декан Днизопропиловый эфир	16 21 31	
Диоксид серы Дифенил	11 15	
Дифенилметан	22	
Дифениловый эфир	16	
1 ,2-Дихлорэтан	57	
Диэтиловый эфир	36	
Изобутанол	43	
Изопентанол	41	0—100
Изопропанол	47	10—100 (—20)—50
Л4-КСНЛОЛ	18	
о-Ксилол	19	0—100
п-Ксилол	17	0—100
Метанол	40	0—100
Метиленхлорид	5	(—4 0)—20
Метилхлорид	59	(—40 )•—50
Нафталин	14	(—80)—20
Нитробензол	12	90—200
Нонан	34	0—100
Сктан	33	(—50)—25
Пентилацетат	26	(—50)—25
Пентанол	37	0—100
Перхлорэтилен	3	(—50 )—25
Пиридин	20	<—30)—140
Пропанол	45	(—50 )—25
Серная кислота (98%-ная)	9	(—20 ) —1 00
Сероуглерод	2	1 0—45
Соляная кислота (30%-ная)	48	( — 100) —25
Толуол	23	20—100
Уксусная кислота (100%-ная)	29	0—60
Фреон-11	54	0—80
Фреон-1 2	6	(—20)—70
Фреон-2 1	56	(—40)—15
Фреон-2 2	58	(—20)—70
Фреон-11 3	55	(—20)—60
Хлорбензол	8	(—20)—70
Хлорид кальция (25%-н-ый, рассол)	49	0—100
Хлорнд натрия (25%-ный, рассол)	51	(—40 )—20
Трихлорметан	4	(—40)—20
Тетрахлорметан	3	0—50
Этанол		1 0—60
100%-ный	42	30—80
95%-ный	46	
50%-ный	50	30—80
Этила цетат	24	20—80
Этилбензол	25 1	( — 50)—25
Этилбромнд		0—100
Этиленгликоль	39	5—2 5
Этил иоДИД	7	(—401—200
Этилхлорид	13	0 — 100
		(—30)—40
182
На рис. 3—6 приведены номограммы для определения удельной теплоемкости жидких индивидуальных углеводородов и нефтяных смесей, а также водных растворов метанола и этанола.
°C
0-1
ккал
Р'кг-°С Г1,1
it50-
500—
-0,4
-0,3
Рис. 3. Номограмма для определения удельной теплоемкости жидкостей, не указанных в Приложении 6.
Через точки, соответствующие заданным плотности и температуре, провести прямую. Точка ее пересечения со шкалой удельной теплоемкости Дает искомое значение, 1 ккал *=* 4,19 кДж»
183
кг/:-/3 750—,
а ккал
Р’ кг-°с,
0,70—,
вС г-200
0,65—
800—	-		-150
	0,60-		-
850—	0,55—		-100
-		.-**		—90
900—	0,50—		-80
	-		
			—70
			
			-60
			
—			
960-	0,45—		—50
			
—			
-			-40
-	-		-30
-			
1000-	0,t0—		-20
*—10
Рис. 4. Номограмма для определения удельной теплоемкости жидких нефтяных смесей.
Через точки, соответствующие заданным плотности и температуре, провести прямую. Точка ее пересечения со шкалой удельной теплоемкости дает иски мое значение.
I ккал — 4,19 кДж.
184
Рис. 5. Номограмма для определения удельной теплоемкости водных растворов метанола.
Через точки, соответствующие заданным температуре и концентрации мета-Пола, провести прямую. Точка ее пересечения со шкалой удельной теплоемкости дает искомое значение.
I ккал = 4.19 кДж.
185
„ ккал р’ кг-°с ,-1,3
~-1,2
Концентрация
Рис. 6. Номограмма для определения удельной теплоемкости вод ных растворов этанола.
Через точки, соответствующие заданным температуре и концентрации эг.| нола, провести прямую. Точка ее пересечения со шкалой удельной тепло™ кости дает искомое значение.
1 ккал = 4,19 кДж.
186
ОТВЕТЫ НА ЗАДАЧИ*
Если по условию задачи требуется определить значения нескольких Величий, ю в ответах они даны в той же последовательности, как и в условии.
1.	0,5, 0,5.
2.	0,33, 0,67.
3.	6,25%,	12,5%,	56,25%,
12,5%, 12,5%.
4.	356,25 кг, 142,5 кг, 114 кг, 812,25 кг.
5.	20,6%, 12,8%, 6,7%, 59,9%.
6.	0,873, 0,066, 0,034, 0,027.
7.	а) 32,5%, 43,4%, 24,1%;
б)	26,4%, 38,8%, 34,8%.
8.	а) да; б) нет.
9.	а) 74,1%, 25,2%, 0,7%;
б)	17,1%, 81,6%, 1,3%.
10.	а) 2,1%, 22,9%,	18,8%,
56 2 % •
б)	3,1%,’ 38,0%, 48,5%, 10,4%.
II.	1160 кг.
12.	43,4 кг/кмоль, 1,94 кг/м3.
13.	1,34 кг/м3 и 1,036, 1,25 кг/м3, и 0,967, 1,88 кг/м3 и 1,450.
14.	27,9%, 42,4%, 5,0%, 14,1%, 10,6%;	29,7 кг/кмоль,
1,326 кг/м3.
15.	а) 0,441 кг/м3;
б)	0,271 кг/м3.
16.	0,63 и 0,37; 22 кг/кмоль; 0,982 кг/м3.
17.	48,4 кг.
18.	105,2 кг.
19.	77680 кг.
20.	1428 кг.
24 . 556,1 м3.
22.	12,9 т.
23.	160,5 кг.
24.	1733 кг.
25.	741 м3.
26.	15 т и 9333 м3.
27.	22410 м3.
28.	3606 кг.
29.	45,9%.
30.	12%.
31.	99,5%.
32.	42,6%.
33.	49684 м3.
34.	97,3%.
35.	15,4%.
36.	7371 кг.
37.	4,5%.
38.	2861 кг.
39.	4278 м3.
40.	67,9%.
41.	70,5%.
42.	37 м3.
43.	0,146 с-1.
44.	16281 кг/ч.
45.	9 м.
46.	23 м3, 7 с, 0,031 с-1.
47.	25 Я.
48.	16,4 м3.
49.	1233 ч-1.
50.	1,8 м.
51.	9,7 м3.
52.	280 мм.
03. 33,3 м3.
54.	1,25 м.
55.	1,1 ч-1.
56.	2 м3.
57.	4
58.	200 кг/(м3-ч).
59.	1137 т/сут.
60.	3,5 м.
61.	26,4 т/сут.
62.	45,8 кДж/моль, 732,8 кВт.
63.	6,2 м3/ч.
64.	4,1 т/ч.
65.	11,5 т/ч.
66.	549 м2.
67.	1 м3/ч.
68.	6,25 : 1.
69.	966 м2.
70.	19,5 К.
71.	1405 кг/ч.
72.	9261,2 кг/ч, 169 кг/ч, 236,6 кг/ч, 24133,2 кг/ч; 169000 кг/ч.
73.	13838 кг/ч,	185	кг/ч,
22,977 кг/ч; 528571,42 кг/ч.
74.	6392 кг/ч,	1598	кг/ч,
170 кг/ч,	25840	кг/ч;
188888,9 кг/ч.
75.	2548 кг/ч, 19708 кг/ч, 29224 кг/ч, 520 кг/ч; 166560,64 кг/ч.
76.	5041 кг/ч, 30530 кг/ч, 34222	кг/ч,	1207	кг/ч;
104411,76 кг/ч.
77.	6936	кг/ч,	32164	кг/ч,
27404	кг/ч,	1496	кг/ч;
97143 кг/ч.
78.	9777,6	кг/ч,	20952	кг/ч,
4190,4 кг/ч.
187
79. 0,30%, 22,53%,	18,54%,
22,66%, 11,95%, 11,54%, 9,60%.	2,88%,
80. 0,22%, 27,76%,	18,44%,
23,86%,	10,48%, 8,10%, 9,11%.	2,03%,
81. 0,66%,	16,24%,	15,22%,
6,38%, 3,15%, 22,83%, 13,19%.	22,33%,
82. 0,49%,	17,25%,	14,02%,
4,75%, 2,09%, 24,16%, 14,09%. 83.	64,39 м3, 2,8 м. 84.	65,51 м3, 3 м. 85.	58,74 м3, 3,1 м. 86.	66,1 м3, 3,2 м. 87.	2,9 м, 1,52 ч-1. 88.	3 м, 1,54 ч-1. 89.	3,1 м, 1,55 ч-1. 90.	3,2 м, 1,502 и-1. 91.	72600 кг/ч. 92.	74052 кг/ч. 93.	241 м2, 3. 94.	300 м2. 95.	3053 кВт.	23,15%,
96.	7801 кВт.
97.	1940 кг/ч, 15550 кг/ч.
98.	155,5 м3/ч, 0,7 м3.
99.	880,5 кВт, 1385 кг/ч.
100.	981,8 кг/ч, 1262,4 кг/ч, 3176,5 кг/ч.
101.	1,13: 1.
102.	5911,3 кг/ч, 6502,4 кг/ч.
103.	388,8 м3/ч.
104.	4112,7 кг/ч, 7,56 : 1.
105.	68,7 м3/ч, 151,1 м3/ч
106.	1,23 м3.
107.	11,1 т/(м3-ч).
108.	518,4 м3/ч,
148-106 кВт-ч/сут.
109.	2801,2 м3/ч.
ПО. 1700 кг/ч.
111.	6668 м3/ч, 4262 м3/ч.
112.	7116 м3/ч, 4368 м3/ч.
113.	1,1 т/ч, 4140,5 м3/ч4
114.	0,2'6 м, l.Z'M.
115.	145 м/с, 0,58 м.
116.	5851 м3/ч, 1000 кг/ч.
117.	295,75» кг/ч.
118.	0,09 м2.
119.	286,2 кг/ч.
120.	0,72 м.
121.	0,006 с.
122.	158,3 м2.
123.	157,9 м2.
124.	23 кг/(м2-ч).
125.	10800 кг/ч.
126.	164,4 м2.
127.	124 мм.
128.	3900 кг/ч.
129.	3,6 т/ч.
130.	120 кг/(м2-с).
131.	134 мм.
132.	150 м.
133.	124 мм.
134.	92 мм.
135.	102 мм.
136.	130 мм, 14520 кг/ч.
137.	91 мм, 9071 кг/ч.
138.	1281 кВт.
139.	1) 65 кДж/моль,
2)	117 кДж/моль,
3)	182 кДж/моль,
4)	65 кДж/моль.
140.	4528,7 кВт.
141.	3504 м3/ч.
142.	116 м3.
143.	102 м3.
144.	97 м3.
145.	250 ч-1.
146.	300 ч-’.
147.	4,2 м,	10,38	м.
148.	4,15	м,	40,31	м.
149.	4,15	м,	10,31	м.
150.	4,08	м,	10,21	м.
151.	18,8	т.
152.	19,2	т.
153.	18,9	т.
154.	18,9	т.
155,	680 м3/ч.
156.	715 м3/ч.
157.	19000 кг/ч, 56627 кг/ч.
158.	15847 кг/ч, 43365 кг/ч.
159.	5185 кг/ч, 23400 кг/ч.
160.	4825,4 кг/ч, 23620 кг/ч
161.	27660 кг/ч.
162.	47,9%.
163.	5.
164.	166,4 кг/(м3-ч).
165.	6,2 т/т.
166.	2171 т/сут.
167.	25,27 кг/с.
168.	35'С.
169.	8,1 м.
170.	5512 м2.
171.	1261,4 т/сут.
172.	0,3 ч-’.
173.	8,4653 кг/ч.
174.	45%.
175.	4 м/с.
176.	700 мм.
177.	2019 кг/ч.
188

178.	84,8% 
179.	1697 m2.
180.	26 м3/ч.
181.	0,12 c.
182.	109 кг/(м3-ч).
183.	74 кг/ч.
184.	438,2 м3/ч.
185.	19,4 : 1.
186.	1202 кДж/кг.
187.	1 м/с.
188.	3,5 м.
189.	200 м3. 21 м.
190.	10,8 т/ч.
191.	56,3%.
192.	2,2 м.
193.	1960 м3/ч.
194.	2050 кг/ч.
195.	10 кг/с или 36 м3/ч.
196.	1,95 т/т, 2451 м3/ч.
197.	86,3%.
198.	1368 м3/ч.
199.	4,82 : 1.
200.	22107 м3/ч.
201.	2,8 м.
202.	11,5%.
203.	11,4 т/ч.
204.	10250 кг/ч, 4069 кг/ч.
205.	112 кг/ч.
206.	5082 кг/ч.
207.	18,5%.
208.	2,6 м.
209.	25625 м3/ч.
210.	27,42 ч"1.
214. 6314 ч-1.
212. 2,38 м3.
213. 1,0 м, 2,5 м.
1 214. 2.
215.	2.
216.	1998,8 кг/ч, 3003,6 кг/ч.
217.	179,27 м3. .
218.	0,374 т/т, 1,578 т/т.
219.	1070 кг/ч, 0,67 т/т.
220.	2419 кг/ч (или 763,22 м3/ч), 48%, 0,8: 1.
221.	3339,7 м3/ч, 94,2%, 2,78: 1.
222.	744,4 м3/ч,	215,3 м3/ч;
3,46 : 1.
223.	777 м3, 50,5%, 0,78 : 1.
I 224. 655 кг/ч, 691 кг/ч; 1,84 т/т, 0,12 т/т.
225.	0,59 т/т, 0,388 т/т.
226.	103 кДж/моль,
206 кДж/моль.
227.	309 кДж/моль,
412 кДж/моль.
228.	2776 кВт.
229.	868,43 кВт.
230.	42'8,8 кВт.
231.	162,8 кВт.
232.	1608 кВт.
233.	4,4 м3.
234.	572,6 кг/ч.
235.	1.
236.	2.
237.	75 м3.
238.	9,22 ч-1, 700 м3/ч.
239.	3118,7'5 м3/ч.
240.	300,7 кг/ч, 339,53 кг/ч.
241.	518,3 кг/ч.
242.	438,77 м3/ч, 409,48 м3/ч;
293 м3/т, 1,97 т/т.
243.	1702 кг/ч, 3888 кг/ч;
0,75 т/т, 1,97 т/т.
244.	2531,4 кг/ч, 0,77 т/т.
245.	557,7 м3/ч.
246.	2287,5 м3/ч, 448,16 м3/ч.
247.	69141,6 кг/ч, 2394,8 кг/ч.
248.	5 : 1.
249.	385,56 кг/ч.
250.	а) 103 кДж/моль,
б)	206 кДж/моль, в) 103 кДж/моль.
251.	а) 141 кДж/моль,
б)	165 кДж/моль.
252	. 856,75 кВт.
253.	372,2 кВт, 40,5 м3/ч. ,
254.	545,95 кВт.
255.	5787 кВт.
256.	31,6 м3/ч.
257.	2609 кг/ч.
258.	880,2 кг/ч, 136 м3/т.
259.	1658 кг/ч, 141,7 м3/т.
260.	2.
261.	1.
262.	957 кг/ч, 1037 кг/ч;
0,493 т/т, 0,535 т/т.
263.	2958 кг/ч, 4317 кг/ч.
264.	755,9 кг/ч, 1134,75 кг/ч.
265.	153 м3.
266.	4.
267.	310 т/сут.
268.	20.
269.	5.
270.	79,8 кг/ч.
271.	487,6 кВт.
272.	960,6 кВт.
273.	33,6 кг/с.
. 274. 3300 кг/ч, 352 м3/т.
275. 260 кг/ч, 323 кг/ч.
276. 3,26 мЗ/ч.
189
277.	4488 кг/’t.
278.	132,5 кг/ч.
279.	5206 кг/ч, 0,75 т/т.
280.	9662,5 кг/ч.
281.	4182 кг/ч.
282.	7,144 т/ч.
283.	94,4%.
284.	1063,7 кг/ч, 0,69 т/т.
285.	11,014 т/ч.
286.	103 кДж/моль, 299,6 кВт, 2758 кп/ч.
287.	979,12 м:!/ч; 3930,9 кг/ч;
208,3 м3/т; 0,836 т/т.
288.	2.
289.	3597,8 м3/ч; 1659,7 кг/ч.
290.	1297 м3|/ч; 690,9 кг/ч.
291.	2934,25 м3/ч; 2061 кг/ч.
292	43350 кп/ч; 97278 кг/ч.
293.	28258 кг/ч; 1103,2 кг/ч.
294.	1762,2 кг/ч; 420 кг/ч.
295.	1254,4 кг/ч; 4149,4 кг/ч.
296.	144,8 кг/ч; 1051,2 кг/ч.
297.	144,6 кг/ч; 4823,6 кг/ч;
361 кп/ч.
298.	0,9 м; 13,5 м,
299.	11,5 м3.
300.	3.
301.	2.
302.	3,9 м3.
303.	20%.
304.	44000 ч-1.
305.	165 т/сут.
306.	1,2 м.
307.	39,4 кг/с.
308.	7,8%.
309.	4,73 кп/с.
310.	86,3%.
311.	27,5%.
312.	36256 Й’ч, 698193 м3/ч.
313.	322 т/сут.
314.	3,6 м.
315.	100 мм.
316.	30,4%.
317.	11.
318.	3280.
319.	398 т/сут.
320.	24,4%.
321.	413,5 т/сут.
322.	7,5 м.
323.	30 мм.
324.	4700 м2.
325.	273920 м3/ч.
326.	1540 м2.
327.	0,7 : 1.
328.	4,3%.
329. 94,7%.
330.	1,4 м-.
331.	50,46 т/ч.
332.	204 кг/(м3-ч).
333.	2023 кп/ч.
334.	724,2 тыс. т в год.
335.	2412 кг/ч.
336.	1255 кг/ч.
337.	5%.
338.	10061 м3/ч, 3565 кг/ч.
339. 98,2%.
340.	201 кг/(м3*ч).
341.	1,55 кг.
342.	65%.
343.	5.
344.	783.
345.	57X3,5 мм.
346.	10,8 мНч.
347.	4,3 м3.
348.	1,2 м.
349.	16,2 м3/ч.
350.	5.
351. 36,3%.
352.	253 м3/ч.
353.	96 К.
354.	19 т/сут.
355.	16,1 т/сут.
356.	7 т/ч.
357.	3562 кг/ч.
358. 50,6%.
359.	7,76 м.
360.	1942 кг/ч.
361.	22 м2.
362.	64 К.
363.	900 м2.
364.	2290 кг/ч.
365.	9 м3.
366.	3477 кг/ч.
367.	9%,
368.	3 м.
369.	50 м3.
370.	115 кг/1м3-ч).
371.	0,8 м/с.
372.	1769.
373.	5 т/ч.
374.	7 м3.
375.	257 м2.
376.	3032 кг/ч.
377.	11434 кг/ч.
378.	10 м3.
379.	1772 кг/ч.
380.	15.5 м3/ч.
381.	1 ч.
382.	75 мм.
383.	141 т/сут.
190
385.	208 м2.
386.	3129.
387.	28796 м3/ч.
388.	3772.
389.	4933 кг/ч.
~0. 575 кгА(м3-ч).
<1. 0,05 кг/т.
392.	6,6%.
393.	250 мм.
394.	93,6 т/сут.
395.	2,7 м3.
396.	1200 мм.
397.	2,66 кг[/с.
398.	3600 кг/ч, 19,6 м.
399.	174,5 т/сут.
400.	4,8 : 1.
401.	35%.
402.	46,2 кг/с.
403.	43,6 м3.
404.	30054 м3/ч.
405.	7,4 т/сут.
406.	32 кг/ч.
407.	7 м.
408.	17976 м3/ч.
409.	1,2 м.
410.	42142 м3|/ч.
411.	28431 кг/ч.
412.	2,2 м.
413.	57 мм.
414.	2 м/с.
415.	101 м3/м3.
416.	4.
417.	10119 м3/ч.
418.	3,8 м.
419.	7,5%.
420.	800 мм.
421. 13,8%.
422.	89 мм.
423.	300 м3/(м3-ч).
424.	6954 м3/ч.
425. 77,2%.
426.	65%.
427.	2 ч.
428.	1,6 м.
429 609 кг/(м3-ч).
430. 35РС.
431. 3896 м3/ч.
432. 65,6%.
433.	26,5 : 1.
434.	4 м3.
435.	42,6 : 1.
436.	4,5%.
437.	6790.
а38. 30 mV4.
439.	54 т/сут.
440.	197,5 м2.
441.	0,88%.
442.	135 т/сут.
443.	3,2 м.
444.	2428 м:!/ч.
445.	300 мм.
446.	1081 Ч"1.
447.	244 кг/(м3-ч).
448.	1605 кг/ч.
449.	1264 кг/ч; 1573 м3/ч.
450.	76,8%, 57,3%.
451.	0,74 м3.
452 1246 кг/(м3-ч), 0,76 с.
453. 50,6%; 3290 кг/ч,
3090 кг/ч.
454. 1,8 м3.
455 72,6; 1982 кг/ч, 4802 кг/ч.
456.	26,8 м2.
457.	3,6 м3.
458.	1 : 19,1.
459.	549,1 кг/ч, 406,9 кг/ч.
460.	45,8 кг/(м3-ч).
461.	4 с.
462.	758,7 кг/ч, 2931,5 кг/ч.
463.	3583,6 кг/(м3-ч).
464.	6,7 м2.
465.	1 : 1,1251.
466.	702 м3/ч, 4050 м’/ч,
648 м3/ч; 59,6%.
467.	1460 кг/ч, 530 кг/ч.
468.	8,6 м3.
469.	0,9 м.
470.	15,3 с.
471.	4
474. 2,94 т/ч.
475. 89,7%.
476.	6.
477.	2.
478.	13 т/ч.
479.	2020 кг/(м3-ч).
480.	5,4 мин.
481.	12,8 м/с.
482.	11350 кг/(м3-ч).
483 0.55 м3.
484 . 0,36 м, 5,4 м.
485.	6154 кг/ч.
486.	-9,4%.
487.	4082 м3/ч, 375 ад.
488.	1.1400 кг/ч.
489.	4250 кг/ч
490.	14,65 м3/ч.
491.	7300 кг/ч.
492.	2,05 : 1.
493, 24,7 м/мин.
494.
495.
496.
497.
498.
499.
500.
501.
502.
503.
504.
18400 кг/ч, 9200 кг/ц 2,32 м3./ч; 917,4 кг/ч 1158 кг/ч.
5.
168,3 кВт, 145,9 кВт
291 кВт; 77,6 кВт.
2 м3/ч, 1.
4.
86,1 кВт, 4,9 м3/ч.
10937 кг/ч, 4688 кг/ч 14881 кг/ч.
186 м3, 15 кг/(м3-ч) 2840 кг/ч, 2320 кг/ч;
844,4 кВт.
505.	1690 кг/ч, 560 кг/ч, 6080 кг/ч.
506.	455 м2, 10.
507.	2000 кг/ч.
508.	2,94 т/ч, 5.
509.	,4.
510.	40%.
511.	Д.
512.	; 1,03:1. 'V
513.	1348 кг/ч; 491 кВт;
514.
515.
516.
57,8 кВт. ' "Г 1088 кг/ч, 22,8 кг/ч. 0,5, 0,81.
94,5 кВт, 15,4 кВт.
САВЕЛИЙ ПЕРЦЕВИЧ ГУТНИК ГАЛИНА ЛЕОНТЬЕВНА КАДОРКИНа ВАЛЕРИЙ, ЕФРЕМОВИЧ СОСОНКО
по техноп. Примеры и задачи ° 0J югии органического синтеза
Редактор Н: И &рывамва <1
Корректор Г C&f * *-*•«
ИБ Дг 1562
Сдано в наб. 13.0.x	„
84Х108'/32. Бумага ?одп- ® ,,еЧ- 10.08.84. Формат 'бумаги высокая. Усл. печ.	аРнитУРа литературная. Печап.
Тираж 6 200 экз. ‘ ,С °®;. Уса- «ф.-отт. 10 29. Уч.-изд. л. 10.Б1 чзаказ До 529. Цена 35 к. Изд. № 2621,
3
3.
328.
Ордена «Знак Почь,,я,.	„
107076, Москва, Ст^3* н“зда"аьств0 «Химия.
Московская тппсн>пчЛ1,_ w „
Государственном i^.’ ,ч""	Со,°зполн.-рафпрома при
полиграфии и книжки"'.; „ «•'сСИ по делам издателг.сти Москва, 10305!. Цв^йХХ 26
190