Задачи по ОХТ

Расчет реакторов для отдельных химических процессов

Пример 8-1 (расчет реактора кожухотрубного типа непрерывного действия для проведения процесса полимеризации в растворе).
Рассчитать непрерывнодействующий реактор вытеснения для проведения процесса полимеризации в растворе по следующим данным. Производительность полимеризатора по сухому веществу G=864 кг/сутки (т. е. 0,01 кг/с). Концентрация мономера в исходной смеси С0 = 25 % (масс.). Степень превращения мономера на входе x0 = 0,1, на выходе из реактора x = 0,96. Тепловой эффект реакции полимеризации (-Hr) = 1,21-106 Дж/(кг продукта). Температура реакции Тр = 308 К- Исходная смесь подается в полимеризатор при температуре реакции. Плотность реакционной смеси рр = 647 кг/м3. Удельная теплоемкость реакционной смеси ср=2,5-103Дж/(кг-К). Коэффициент теплопроводности реакционной смеси Хр=0,13 Вт/(м-К). В качестве теплоносителя (хладагента) используется вода с температурой не ниже Tх = 288 К. Плотность теплоносителя р = 1000 кг/м3, динамический коэффициент вязкости 1,18-10-3 Па-с. Теплоноситель имеет удельную теплоемкость с = 4,19-103 Дж/(кг-К) и коэффициент теплопроводности лх=0,58 Вт/(м-К). На стенках полимеризатора образуется незначительный слой загрязнений, имеющий тепловое сопротивление, равное r=5-10-4 м2-К/Вт. По технологическим условиям время полимеризации должно быть равно тр = 70 мин (4200 с).

Пример 8-2 (расчет непрерывнодействующего реактора с мешалкой для проведения процесса эмульсионной полимеризации).
Рассчитать полимеризатор с механическим перемешиванием реагирующих веществ для проведения непрерывного процесса эмульсионной полимеризации по следующим данным. Производительность аппарата по сухому веществу G= 14,3 т/сутки. Концентрация мономера в исходной смеси С0 = 40% (масс.). Степень превращения мономера в полимер x=0,80. Удельная теплота реакции (-Hr)=8,9-105 Дж/(кг продукта). Температура реакции TР = 307К. Исходная смесь поступает в реактор при температуре V0 = 313К. Плотность реакционной смеси рр = 1056 кг/м3. Удельная теплоемкость реакционной смеси cр = 3,14-103 Дж/(кг-К). Коэффициент теплопроводности реакционной среды лр = 0,407 Вт/(м-К). Динамический коэффициент вязкости среды 4-10-3 Па-с.
В качестве теплоносителя (хладагента) используется рассол с температурой на входе tвх = 260К, который нагревается не более чем на 4 К. Теплоноситель имеет плотность р = 1240 кг/м3, динамический коэффициент вязкости 8,56-10-3 Па-с, удельную теплоемкость ск = 2,84-103 Дж/(кг-К) и коэффициент теплопроводности Кх=0,456 Вт/(м-К). На внутренней поверхности реакционного объема образуется слой отложений с тепловым сопротивлением, равным r3 = 5-10-4 м2-К/Вт. По технологическим условиям процесс полимеризации должен продолжаться в аппарате в течение пяти часов (т = 5 ч).

Пример 8-3 (расчет реактора непрерывного действия с перемешиванием и аэрированием для проведения процесса ферментации).
Рассчитать ферментер, предназначенный для непрерывного проведения процесса ферментации по следующим данным. Производительность по биомассе G0 = 1 т/сутки. Исходная концентрация питательных веществ Со = 39 кг/м3. Конечная концентрация питательных веществ С = 7 кг/м3. Остаточная влажность биомассы 10%. Количество питательной среды, затрачиваемой на образование 1 кг биомассы, а= 1,2 кг/кг. Концентрация питательных веществ при условии скорости роста r < 0,5 r и отсутствии продуктов обмена Сус = 1 кг/м3. Концентрация продуктов метаболизма, понижающая скорость роста биомассы в два раза, равна Спм =12 кг/м3. Коэффициент фазового равновесия для суспензии биомассы данной концентрации Kр = 35. Удельная теплота образования 1 кг биомассы составляет (-Hr)= 16,8-103 кДж/кг. Температура выращивания биомассы Тр = 307 К. Давние в реакторе - атмосферное. Удельный расход кислорода на образование 1 кг абсолютно сухой биомассы равен gк = 2,0 кг/кг. Удельный расход воздуха на 1 м3 перемешиваемого объема жидкости в 1 ч составляет 150 м3. Питательная среда охлаждается в теплообменнике на 4 К. Коэффициент теплопередачи по экспериментальным данным равен K= 930 Вт/(м2-К). Охлаждающая вода нагревается в теплообменнике на 7 К.
Для проведения процесса требуется интенсивное перемешивание взаимодействующих фаз, которое осуществляется механической мешалкой. Расход мощности по расчетным данным: на перемешивание N=60 кВт; на пеногашение Nпг = 5,0 кВт; на подачу и аэрирование воздуха Nв = 14,5 кВт. Коэффициент газосодержания в аппарате по опытным данным Ка = 0,7.

Пример 8-4. В каскаде из 9 последовательно соединенных аппаратов одинакового объема V, равного 1800 м3, проводится процесс получения гидроксида алюминия из алюминатного раствора по реакции:

Каждый аппарат снабжен перемешивающим устройством типа эрлифт и рассматривается как аппарат полного перемешивания. Общий расход алюминатного раствора а0 составляет 300 м3/ч. Начальная концентрация алюмината натрия в растворе СA0=130 кг А13О3/м3, щелочи СNа = 160 кг Аl2О3/м3 (равна С*Na). Процесс протекает при охлаждении, в результате чего температура в аппаратах постепенно понижается от 70 до 50° по следующей схеме:

(все концентрации даются на 1 м3 раствора в пересчете на безводный продукт А12О3 или Nа2О).
В первый аппарат вводят затравочные кристаллы размером d0 = 30 мкм, на поверхности которых в результате химического взаимодействия происходит осаждение гидроксида, В дальнейшем увеличение размера частиц происходит только за счет образования продукта на поверхности твердой фазы. Удельная поверхность твердых частиц в растворе Sуд = 2-105 м2/м3. Массовое соотношение А12О3 в твердой и жидкой фазах n = 3,0. Требуется определить величину достигаемой степени разложения алюминатного раствора и средний размер частиц продукта на выходе из последнего аппарата каскада.

Пример 8-5. В реакторе с мешалкой процесс образования олигомера проводится полунепрерывно. Мономер А загружается в аппарат до начала процесса, раствор реагента В с концентрацией СВл подается непрерывно в течение времени тп. Реагент А всегда содержится в избытке. Кинетическое уравнение имеет вид: йСв
-dCB/dт = k CB
где k = 0.001 с-1-
Объем аппарата составляет 6,3 м3, коэффициент заполнения в момент времени т=тп равен (р = 0,8. Расход раствора реагента В vB0= 0,5 м3/ч(1.39- 10~4 м3/с) начальная концентрация Св0 = = 8,4 кмоль/м3, тп = 3600 с. Реакция сопровождается тепловыделением, тепловой эффект равен (-Hr)=2-10' кДж/(кмоль В).
Определить: 1 ) общую продолжительность реакции при степени превращения хв = 0,98; 2) величину максимального теплового потока, который необходимо отводить для поддержания постоянной температуры.

Пример 8-6. В реакторе идеального смешения объемом 10 м3 проводится непрерывный процесс растворения кислорода в жидкости, сопровождающийся реакцией с растворенным реагентом А по уравнению д + ог —* В
Кинетика реакции, протекающей в реакторе, описывается уравнением;
A + O0 -> B
Начальная концентрация Сл, = 4 кмоль/м3. Скорость подачи v0A =0,0011 м3/с. Количество воздуха - избыточное. Расход воздуха регулируется таким образом, чтобы остаточное содержание кислорода соответствовало его растворимости в жидкой фазе СO2=110 г/м~3. Удельное объемное газосодержание среды в условиях установившегося процесса составляет около 10 % (ф =0,1), коэффициент заполнения аппарата средой равен ф = 0,6.
Определить: 1) предельную степень превращения реагента А при рассматриваемых условиях проведения процесса; 2) величину коэффициента масс опер еда ч и, при которой может быть достигнута степень превращения х = 0,8.

Пример 8-7. В аппарате с мешалкой (Vа=2 м3) проводится непреывное растворение монодисперсных частиц реагента А, сопровождающееся быстрой химической реакцией с реагентом В, находящимся в растворе. Скорость процесса определяется скоростью массопередачи и описывается уравнением
(CA0 – CA)/CA0 = (1 - 0,0095т)^3/2
Коэффициент заполнения аппарата средой равен ф =0,8, расход суспензии через аппарат составляет v0 = 0,72 м3/ч (0,0002 м3/с).
Рассчитать относительную долю частиц реагента А, не растворившихся полностью (проскок частиц).

Пример 8-8. Необходимо проверить пригодность непрерывнодействующего реактора с перемешивающим устройством (ввод сверху, вывод снизу) без отражательных перегородок объемом Va = 5 м3, в котором перемешивается система твердое тело (катализатор) - жидкость. Объемный расход среды через аппарат v0 = 2,78-10-3 м3/с.
Для наиболее полного протекания химической реакции необходимо, чтобы средняя относительная концентрация катализатора в объеме реактора была не менее 0,8 и чтобы перепад концентрации в осевом направлении не превышал 10%.
Известно, что плотность твердой фазы рт = 4000 кг/м3, плотность жидкой фазы рк = 1000 кг/м-3, а средний диаметр частиц катализатора dT, = 0,0003 м. В комплекте с аппаратом имеется лопастная мешалка диаметром dM = 1,25 м и электродвигатель - редуктор, обеспечивающий вращение перемешивающего устройства с частотой n=1 об/с. Диаметр аппарата D = 1,8 м, высота заполнения H = 1,97 м.
Необходимо проверить, обеспечит ли объемный расход суспензии через аппарат заданную концентрацию твердой фазы и равномерность распределения твердой фазы по высоте аппарата.

Пример 8-9. Рассматривается химический реактор с механическим перемешивающим устройством и отражательными перегородками (объем аппарата Vа=2 м3, высота H =1,475 м, диаметр D = 1,4 м). Используется открытая турбинная мешалка dм =0,4 м, п =200 мин-1 (3,33 с-1). Реактор непрерывного действия (ввод сверху, отвод снизу). Объемный расход среды через аппарат v0= 1,1 м3/(м3-с). Рабочей средой является система твердое тело (катализатор) - жидкость. Характеристики рабочей среды: плотность жидкой фазы рж = 103 кг/м3, скорость осаждения твердой фазы wОС = 0,1 м/с. Динамический коэффициент вязкости среды 10-3 Па-с.
Для наиболее полного протекания реакции необходимо, чтобы среднее время пребывания твердой фазы в объеме реактора было не меньше 0,4 ч.
Проверить, удовлетворяет ли выбранный аппарат заданному технологическому требованию.

Пример 8-10. Вещество А, являющееся основным полупродуктом в производстве продукта К, может быть получено в условиях непрерывного производства двумя путями: 1) в каскаде реакторов барботажного типа со встроенными внутри теплообменными элементами; 2) в батарее, состоящей из кожухотрубных реакторов.
Производительность реактора по веществу А зависит от количества загружаемого в аппарат исходного сырья и величины расхода воздуха, подаваемого в аппарат в качестве окислителя.
В реакторе барботажного типа расход воздуха составляет 1,03 дмэ/мин на 1 дм3 реакционной смеси. При этом вещество с кислотным числом 280 может быть получено через 16 ч.
В кожухотрубном реакторе расход воздуха равен 18,2 дм3/мин на 1 дм3 реакционной смеси, что обеспечивает снижение времени окис¬ления до 2 ч.
В процессе эксплуатации реакторы должен обслуживать аппарат¬чик V разряда. Норма обслуживания - два аппарата на одного рабо¬чего. Среднегодовая заработная плата одного аппаратчика V разряда 1400 руб. Отчисления на социальное страхование 8,4%. Эффективный фонд времени работы оборудования в год 345 дней. На установке трех¬сменная работа. Стоимость реактора барботажного типа объемом 65 м3 равна 153 100 руб.
Стоимость кожухотрубного реактора того же объема составит 152800 руб. Норма амортизационных отчислений 14% от сметной стои¬мости реакторного оборудования. Затраты на доставку и монтаж обо¬рудования составляют 20 % от его стоимости. Затраты на текущий ре¬монт оборудования в год -45% от суммы амортизации. Затраты по содержанию оборудования составляют 55 % от суммы амортизационных отчислений.
На основе имеющихся технико-экономических характеристик реак¬торов выбрать реакторную схему, наиболее экономичную для эксплуа¬тации в производственном комплексе мощностью 54 т товарного про¬дукта в год. Удельная норма расхода сырья на 1 т продукта составляет 0,68 т. Определить эффективность использования того или другого типа реактора.

 

Раздел 1

Цена одной задачи 70руб, все задачи решены. Для заказа задачи пишите на Данный адрес e-mail защищен от спам-ботов, Вам необходимо включить Javascript для его просмотра. или заполняйте форму для заказа правее


Задача 1. Для инициирования радикальной полимеризации в растворе необходимо получить 1,5-1015 радикалов на 1 мл реакционной смеси в 1 с. Сколько для этого потребуется перекиси лауроила, если эффективность инициирования 0,5, а константа скорости распада инициатора при температуре полимеризации 6,0- 10-4 с-1?

Задача 2. Период полураспада дибутилпероксидикарбоната при температуре полимеризации 20 ч, средняя эффективность инициирования 0,7. Вычислите количество участвующих в ре¬акции инициирования радикалов, образующихся в течение 10 ч из 0,1 моль инициатора. Допускается, что kг в ходе реакции неизменна.

Задача 3. Константы скорости распада дициклогексилпероксидикарбоната при 50 и 600 С равны соответственно 8,46*10-3 и 34,8*10-5 с-1. Вычислите значение этой константы, энтальпию и энтропию активации реакции при 40 С.

Задача 4. Сколько радикалов войдет в состав полимера при полимеризации 0,8 л стирола в присутствии перекиси бензоила и диметиланилина, если средняя эффективность инициирования равна 0,25, а содержание перекиси и амина –по 0,087 моль*л-1. Степень превращения инициатора 60%.

Задача 5. Квантовый выход инициирования равен 0,5. Ртутная лампа излучает 32,6 Дж-с-1 света при длине волны 2,53*10-7 м. Предполагая, что мономер поглощает весь падающий свет, определите, сколько радикалов приняло участие в образовании кинетических цепей в течение 3ч.

Задача 6. При какой толщине поглощающего слоя мономера (концентрация 0,35 моль • л-1) скорость фотохимического инициирования равна 6,39 • 10-8 моль• л-1 -с-1, если квантовый выход инициирования составляет 0,02, молярный коэффициент экстинкции мономера равен 24 л • см-1, λ=219нм. На 1,25 л раствора мономера падает свет с энергией 43,33раствора мономера падает свет с анергией 43,33•10-4- кДж• с-1.

Задача 7. Эффективность радиационного инициирования полимеризации метилметакрилата 7,5. Определите количество реакционных цепей, образовавшихся в течение 7 мин, если мощность поглощенной дозы β-частиц (60Со) составляет 0,93*103 МэВ*с-1 .

Задача 8. При полимеризации 0,1н раствора винилового мономера эффективность инициирования равна 0,5. Оцените ожидаемое значение эффективности инициирования, если при уменьшении концентрации мономера в два раза при прочих равных условиях значения констант скорости не изменяются.

Задача 9. Составьте материальный баланс по 2,2-азо-бисизобутиронитрилу, инициирующему полимеризацию, проте¬кающую при 62 0С в течение 5 ч. Получаемая реакционная смесь подвергается нагреванию при 70 0С в течение 30 мин. Принимается, что средняя эффективность инициирования равна 0,6, а 50% радикалов, не участвующих в инициировании, вступают в реакцию диспропорционирования. Для вычисления скорости гомолитического распада инициатора используйте параметры, приведенные в приложении I. Расчет ведите на 1 кг инициатора.

Задача 10. При полимеризации расплавленного водного раствора акритомида (50°С) в присутствии 2,27*10^-3 моль л-1 пересульфата калия наблюдается следующее изменение константы смолитического распада иницитора и эффективности инициирования во времени
т, мин              0    15     30     45     60     75     90
к*10^6, с-1      4,8   4,6    3,5    3,2    3,0    2,8    2,5
f                     1,0  0,79  0,66  0,62  0,56  0,44  0,41
Определите скорость инициирования через 80мин. от начала реакции. Как изменилась скорость инициирования по сравнению с начальной ее величиной

   

контрольная работа задание 1

Московский Государственный Университет Технологий и Управления имени Разумовского

Кафедра Химические Технологии

Вариант №1
1. Основные направления развития химической технологии – создание высокоэффективных, интенсивных и малоотходных химических производств.
2. Характеристика гетерогенных некаталитических процессов, протекающих в системе «газ-жидкость». Основные типы применяемых реакторов.
3. Влияние химического производства на окружающую среду и человека. Основные аправления охраны окружающей среды от промышленного загрязнения.
4. Составить материальный баланс производства кальцинированной соды аммиачным пособом, который протекает по реакциям:
NaCl + NH3 + H2O + CO2 -NaHCO3 + NH4Cl
2NaHCO3 > Na2CO3 + CO2 + H2O
Производительность установки производства соды 100 тонн. Состав рассола, % (масс.): NaCl – 25; NH3 – 6,8; H2O – 68,2. Содержание углекислого газа, % (об.): CO2 – 68, N2 – 32. Потери CO2, % (масс.): 5. Конверсия CO2 - 65%.

Вариант №2
1. Этапы развития химической промышленности. Значение для технического прогресса развития химического производства и химической технологии.
2. Характеристика гетерогенных некаталитических процессов, протекающих в системе «газ-твердое тело». Основные типы применяемых реакторов.
3. Биологическая очистка сточных вод. Особенности метода. Аппаратурное оформление процессов. Интенсификация работы биологических фильтров.
4. Составить материальный баланс производства этанола методом гидратации этилена с избытком воды, протекающей по реакциям:
С2Н4 + Н2О > С2Н5ОН
2С2Н5ОН > (С2Н5)2О + Н2О
Производительность по спирту-сырцу 100 тонн. Состав спирта-сырца, % (масс.): этанол – 38, диэтиловый эфир – 4, вода – 58. Конверсия этилена – 94%. Содержание газов в этилене, % (об.): этилен – 60, этан – 40. Потери этилена, % (масс.): 0,6.

Вариант №3
1. Динамика и масштабы современного производства основных продуктов химической промышленности.
2. Характеристика каталитических процессов. Их классификация.
3. Классификация методов очистки сточных вод химических производств. Характеристика механических и физико-механических методов очистки сточных вод. Аппаратурное оформление процесса.
4. Составить материальный баланс газификации угля с использованием паровоздушного дутья, протекающего по уравнениям реакций:
С + О2 > СО2
С + Н2О > СО + Н2
Состав паровоздушной смеси, % (масс): воздух – 30, пар – 70. Состав воздуха, % (масс.): О2 – 21, N2 – 79. Состав угля, % (масс.): С – 90, зола – 10. Пропускная способность газогенератора 5973 тонн.

Вариант №4
1. Качественные и количественные показатели эффективности химического производства.
2. Значение и область применения промышленного катализа. Каталитические реакторы.
3. Общая характеристика сточных вод промышленных предприятий и методы их очистки. Показатели загрязненности сточных вод – ХПК, БПК. Характеристика токсичных примесей в промышленных стоках.
4. оставить материальный баланс производства сополимера винилацетата и винлхлорида, который протекает по реакции:
mCH2=CHCl + nCH3COO-CH=CH2 > -[CH2-CHCl]-0,65m-[CH3COO-CH-CH2]-0,35n
Расчет вести на 1500 кг винилацетата, загруженного в реактор в соотношении винилхлорид:винилацетат = 77:23. Конверсия винилацетата 95%.

Вариант №5
1. Химическая технология как наука об экономически, экологически и социально обоснованных способах и процессах переработки сырья с изменением его состава и свойств путем проведения химических и физико-химических превращений в предметы потребления и средства производства.
2. Термодинамический анализ и термодинамические расчеты химико-технологических процессов.
3. Источники и характеристики твердых отходов. Сбор, улавливание, переработка и использование твердых отходов. Примеры использования отходов на предприятиях химической промышленности (территориально-промышленные комплексы).
4. Составить материальный баланс синтеза мочевины, протекающей по реакции:
2NH3 + CO2 - CO(NH2)2 + H2O
Источником CO2 является газ, содержащий, (об.): CO2 – 93, N2 – 7. Избыток NH3 составляет 100% от стехиометрического количества. Потери мочевины в процессе производства, % ,(масс.): 2. Расчет вести на 1 тонну мочевины.

Вариант №6
1. Современные тенденции в развитии теории и практики химической технологии. Новые химико-технологические приемы и способы получения продуктов.
2. Гомогенные некаталитические процессы, протекающие в жидкой и газовой фазах. Основные закономерности. Важнейшие типы применяемых реакторов.
3. Классификация вредных примесей в промышленных газовых выбросах. Методы очистки газов от парообразных и газообразных примесей: абсорбция жидкостями, адсорбционные методы, каталитические методы.
4. Составить материальный баланс получения этилбензола путем алкилирования бензола этиленом, протекающего по реакции:
С2H4 + С6Н6 > С6Н5С2Н5
С6Н5С2Н5 + С2Н4 > С6Н4(С2Н5)2
Производительность установки по этилбензолу 100 тонн. Потери бензола в производстве, % (масс.): 1. Состав этилена, % (об.): этилен – 95, этан – 5. Конверсия этилена - 90 %. Мольное соотношение в начале процесса этилен:бензол = 1:3.

Вариант №7
1. Химико-технологические схемы. Структура и состав ХТС. Оценка свойств ХТС. Элементы химико-технологических систем. Технологические связи элементов. Их схемы и назначения.
2. Гетерогенные некаталитические процессы. Основные закономерности. Важнейшие типы применяемых реакторов.
3. Пути решения экологических проблем химической технологии: развитие безотходной, малоотходной и бессточной технологии.
4. Составить материальный баланс производства сульфида натрия восстановлением сульфата натрия, протекающего по реакции:
Na2SO4 + 4H2 > Na2S + 4H2O.
Производительность по Na2S 6 тонн в сутки. Состав технического Na2SO4. % (масс.): Na2SO4 – 95; NaCl – 3,2; Fe – 1,8. Состав технического водорода, % (об.): Н2 – 97; N2 – 2,4; Cl – 0,6. Конверсия Na2SO4 - 96%. Избыток водорода 150% от стехиометрии.

Вариант №8
1. Многофункциональность химического производства – получение продуктов, экономное использование сырья, материалов и энергии, экологическая безопасность.
2. Скорость гомогенных процессов. Влияние условий проведения и способы интенсификации гомогенных процессов. Конкретные примеры.
3. Влияние производственной деятельности человека на окружающую среду. Общая характеристика загрязнения, источники загрязнения, последствия загрязнения окружающей среды. Понятие ПДК, ПДВ.
4. Составить материальный баланс окисления n-ксилола жидкофазным окислением кислородом воздуха, протекающего по реакции:
CH3-C6H4-CH3 + 3O2 > 2H2O + COOH-C6H4-COOH
Производительность установки на выходе 7500 тонн в сутки. Потери кислоты от полученного количества, % (масс.): 2,04. Конверсия n-ксилола – 95%. Избыток воздуха от стехиометрии 140%. Содержание n-ксилола в растворе, % (масс.): n-ксилола – 57, растворителя уксусной кислоты – 43.

Вариант №9
1. Межотраслевой характер химической технологии.
2. Характеристика гетерогенных некаталитических процессов, протекающих в системе «жидкость-твердое». Основные типы применяемых реакторов.
3. Переработка газообразных отходов. Характеристика возможных выбросов, меры их предотвращения и методы очистки (пылеулавливание, обезвреживание, каталитическая очистка и др.).
4. Составить материальный баланс производства диалкилпиридина методом конденсации паральдегида с аммиаком, протекающей по реакции:
4(СH3CHO)3 + 3NH3 > 3C2H5-C5NH3-CH3 + 12H2O
2(CH3CHO)3 + 2NH3 > C5NH4-CH3 + C5NH4-CH3 + 6H2O + 2H2
Пропускная способность установки по аммиаку 3400 кг. Состав аммиачной воды, % (масс.): аммиак – 30, вода – 70. Конверсия аммиака – 85%. Потери аммиака от исходного 1%. Концентрация паральдегида в уксусной кислоте 50%.

Вариант №10
1. Иерархическая организация процессов в химическом производстве, химико-технологический аппарат, химико-технологический процесс, химическое производство, производственное объединение.
2. Характеристика кинетической и диффузионной области протекания химических процессов.
3. Роль и значение химической технологии в решении основных глобальных проблем экологии и проблем жизнедеятельности.
4. Составить материальный баланс нейтрализатора для получения аммиачной селитры, протекающей по реакции:
NH3 + HNO3 > NH4NO3
Производительность установки 10 тонн. В производстве применяется 40%-ная азотная кислота и 80%-ный газообразный аммиак. Потери кислоты и аммиака в производстве составляют, соответственно, 3% и 10% от теоретически необходимого. Состав газа, % (об.): NH3 – 80, N2 – 20.

   

Контрольная работа задание 2

Московский Государственный Университет Технологий и Управления имени Разумовского

Кафедра Химические Технологии

Вариант №1
1. Характеристика сырьевой базы химического производства. Новые тенденции в разработке месторождений.
2. Реактор идеального смешения и идеального вытеснения. Каскады реакторов.
3. Получение дивинила, как пример каталитического, обратимого эндотермического процесса. Применение теоретических основ химической технологии для обоснования режимных параметров производства. Промышленные способы производства.
4. Промышленный способ получения уксусной кислоты из природного газа основан на следующих реакциях:
2CH4 - C2H2 + 3H2
C2H2 + H2O - CH3-CHO
CH3-CHO + 0,5O2 - CH3-COOH
Рассчитать расходный коэффициент природного газа в кг и в м3 в производстве 1 тонны уксусной кислоты, если содержание CH4 в природном газе, % (об.): 96. Выход ацетилена из метана, % от теоретического (масс.): 15. Выход ацетальдегида, % (масс.): 90.

Вариант №2
1. Общая характеристика и классификация энергетических ресурсов в химической технологии. Источники энергии в химическом производстве.
2. Особенности реакторов с использованием твердых катализаторов в стационарном и во взвешенном состоянии.
3. Микробиологический синтез. Преимущества, особенности. Основные закономерности проведения подобных процессов.
4. Рассчитать расходные коэффициенты по сырью в процессе синтеза мочевины, протекающей по реакции:
2NH3 + CO2 - CO(NH2)2 + H2O
Исходный газ содержит, % (об.): CO2 – 67. Избыток NH3 составляет 80% от стехиометрического количества. Потери мочевины в процессе производства, % ,(масс.): 10. Расчет вести на 30 тонн мочевины.

Вариант №3
1. Коксование каменного угля. Назначение процесса. Продукты коксования, их переработка и назначение.
2. Моделирование химических реакторов и протекающих в них химических процессов. Структура математической модели химического реактора.
3. Обосновать характер ХТС производства аммиака. Применение теоретических основ химической технологии для обоснования режимных параметров синтеза аммиака. Промышленные способы производства.
4. При обжиге 1 тонны известняка образуется 170 м3 СО2 по реакции:
CaCO3 - CaO + CO2
Содержание CaCO3 в известняке составляет 96%. Определить степень обжига известняка и расход известняка на получение 1000 м3 СО2 при данных условиях и при полном разложении CaCO3.

Вариант №4
1. Разработка энерго- и ресурсосберегающих технологий. Максимальное использование сырья и рациональное использование энергии. Химическая энерготехнология.
2. Материальный и тепловой баланс для химических реакторов.
3. Обосновать характер ХТС производства простого и двойного суперфосфата. Применение теоретических основ химической технологии для обоснования режимных параметров производства. Промышленные способы производства.
4. Карбид кальция получают путем взаимодействия извести и кокса по реакции:
CaO + 3C - CaC2 + CO
Определить расходные коэффициенты по коксу и извести в производстве технического карбида кальция, имеющего состав, % (масс.): CaC2 – 78, CaO – 15, С – 4. Известь содержит 96% CaO, содержание углерода в коксе 89%. Расчет вести на 1 тонну технического карбида кальция.

Вариант №5
1. Перспективные и альтернативные источники энергии.
2. Проточные реакторы идеального смешения и идеального вытеснения. Распределение времени пребывания в проточных реакторах.
3. Обосновать характер ХТС синтеза карбамида мочевины, как пример некаталитического гетерогенного процесса при высоком давлении. Применение теоретических основ химической технологии для обоснования режимных параметров производства. Промышленные способы производства.
4. Рассчитать расходные коэффициенты по сырью в процессе получения аммиачной селитры, протекающим по реакции:
NH3 + HNO3 > NH4NO3
Производительность установки 5 тонн. В производстве применяется 90%-ная азотная кислота и 50%-ный газообразный аммиак. Потери кислоты и аммиака в производстве составляют, соответственно, 15% от теоретически необходимого.

Вариант №6
1. Химическая переработка твердого топлива. Способы переработки твердых топлив. Газификация и гидрогенизация.
2. Реакторы с неидеальной структурой потоков.
3. Производство этилового спирта. Применение теоретических основ химической технологии для обоснования режимных параметров производства. Промышленные способы производства.
1. При получении серной кислоты, протекающей по реакциям:
S + O2 > SO2
2SO2 + O2 - 2SO3
SO3 + H2O - H2SO4
на 100 кг обжигаемого колчедана с содержанием серы 42% практически получается 112 кг олеума, содержащего 18% SO3. Определить выход H2SO4 в процентах от теоретического.

Вариант №7
1. Энерготехнологические схемы. Эксэргетический анализ, как метод оценки эффективного использования сырья и энергии.
2. Классификация реакторов по подводу и отводу тепла. Тепловая устойчивость реакторов.
3. Способы получения ацетилена и их сравнительный анализ. Применение теоретических основ химической технологии для обоснования режимных параметров производства. Промышленные способы производства.
1. Определить расходные коэффициенты по кислоте в производстве разложения 100 кг апатитового концентрата, содержащего 85% Ca5F(PO4)3, 65%-ной серной кислотой с 5%-ным избытком от теоретического, протекающего по реакции:
2Ca5F(PO4)3 + 7H2SO4 - 3Ca(H2PO4)2 + 7CaSO4 + 2HF

Вариант №8
1. Топливо как химическое сырье.
2. Элементы технологического расчета реакторов.
3. Обосновать характер ХТС синтеза метилового спирта, как пример обратимого каталитического процесса. Применение теоретических основ химической технологии для обоснования режимных параметров производства.
1. Рассчитать расходные коэффициенты по кислоте в процессе получения суперфосфата путем разложения фосфатов 75%-ной серной кислотой, протекающем по реакциям:
Ca3(PO4)2 + 2H2SO4 - Ca(H2PO4)2 + 2CaSO4
CaCO3 + H2SO4 - CaSO4 + CO2 + H2O
Fe2O3 + 3H2SO4 - Fe2(SO4)3 + 3H2O
Расчет вести на 1 кг фосфорита, если его состав, % (масс.): Ca3(PO4)2 – 80, CaCO3 – 12, Fe2O3 – 8.

Вариант №9
1. Возобновляемые и не возобновляемые источники сырья. Отходы производства как источник вторичных материальных ресурсов.
2. Классификация химических реакторов по характеру смешивания и вытеснения веществ, участвующих в процессе. Сравнительные характеристики.
3. Генетическая инженерия. Инженерная энзимология. Преимущества, особенности. Основные закономерности проведения подобных процессов.
1. Рассчитать расходные коэффициенты по колчедану в производстве получения 1 тонны 97%-ной серной кислоты, протекающей по реакциям:
S + O2 > SO2
2SO2 + O2 - 2SO3
SO3 + H2O - H2SO4
Содержание серы в колчедане, % (масс.): 42. Потери серы в производстве, % (масс.): 2. Степень окисления SO2 в SO3, % (масс.): 98. Степень абсорбции серного ангидрида, % (масс.): 96.

Вариант №10
1. Процессы, протекающие при химической переработке нефти. Характеристика продуктов переработки нефти и их назначение.
2. Химические реакторы с неидеальной структурой потоков.
3. Обосновать характер ХТС производства азотной кислоты. Применение теоретических основ химической технологии для обоснования режимных параметров производства. Промышленные способы производства.
1. Рассчитать расходные коэффициенты по сырью при производстве соляной кислоты сульфатным способом, протекающем по реакции:
2NaCl + H2SO4 - Na2SO4 + 2HCl
Расчет вести на 1 тонну полученной соляной кислоты. В производстве используются: поваренная соль, содержащая 95% NaCl; купоросное масло, содержащее 94% H2SO4. Степень разложения NaCl , % (масс.): 92%.

   

Задачи на составление мат балансов

Цена задачи 100р

Задача 1
Производительность печи КС-450 в пересчете на серную кислоту (100% Н2SО4),
20833 кг-ч-1.
Степень использования серы в колчедане 0,885
Содержание, %
серы в сухом колчедане 41
влаги в колчедане 6
серы в огарке 1
SО2 в сухом обжиговом газе 14,5
SО3 в сухом обжиговом газе 0,1
Относительная влажность воздуха. % 50

Задача 2
Определить степень превращения SО2 по реакции
2 SО2 + О2 = 2 SО3
или
аА + b B = rR
Состав реакционной смеси в начале процесса % об
сернистый ангидрид (СА0) 7,5
кислород 10,3
азот 89,2
Содержание сернистого ангидрида в реакционной смеси % об. 2,5

Задача 3
Рассчитать степень превращения и выход аммиака NH3 по реакции
N2 + 3H2 = 2 NH3 + Q
или
аА + b B = rR
где а = 1, b = 3, r = 2
Известно, что после некоторого промежутка времени в конечной газовой смеси стало 30моль и 20моль, процесс ведут при t=500°С и Р=30МПа. В этих условиях при состоянии равновесия газовой смеси содержится 28,4% NH3

Задача 4
Установить функциональную зависимость x=f(Kp) для реакции получения окиси углерода восстановлением двуокиси углерода протекающей по уравнению
CO2 + C = 2 CO

Задача 5
Определить выход продуктов R и S параллельных реакций при абсолютных температурах Т = 700, 800 и 900 К, если известно, что разность между энергиями активации этих реакций Еs – Ek = E2 – E1 = 2401 Дж• моль-1, а К = 8,3 Дж • моль-1 • К-1.

Задача 6
Сравнить увеличение скорости прямой реакции окисления сернистого ангидрида на ванадиевом катализаторе с увеличением скорости диффузии газа при повышении температуры от Т1 = 693 К до Т2 = 703 К
Реакция протекает по уравнению
2 SО2 + О2 = 2 SО3
2А + В = 2 R
Энергии активации реакции (а) на ванадиевом катализаторе составляет Е = 268 кДж • моль-1. Зависимость скорости диффузии газов от температуры выражается уравнением
D2/D1 = (T2/T1)^(n)
D2/D1 – отношение коэффициентов диффузий.

Задача 7
Определить объем РИВ для проведения гомогенной реакции разложения фосфина:
4PH3 (газ) – P4 (газ) + 6Н2 (газ)
4А – Р + 6S

Условия:
Давление, 45,1*10^4 Па
Скорость подачи фосфина 4,53 * 10^-4 кмоль/с
Степень превращения
начальная ХА0.=0
конечная ХА ' = 0,85
Температура T = 648,9К
Константа скорости реакции 2,78*10^(-3)

Задача 8

Определить скорость подачи в РИС-Н двух растворов, содержащих реагенты А и В, Реагенты взаимодействуют по уравнению
А + В = R + S
Скорости подачи реагентов одинаковы и должны быть такими, чтобы за время их пребывания в реакторе прореагировало 75% вещества В.
Условия:
Объем реактора Vг =0,18 м3
Концентрация,
реагента А в первом потоке Сan = 4,2 кмоль • м-3
реагента В во втором потоке Cbn = 2,4 кмоль • м-3
Константы скорости,
k1 = 0,12 м3 • кмоль-1 • с-1
k2 = 0,05 м3 • кмоль-1 • с-1
Степень превращения реагента В ХВ = 0,75

Задача 9

Определить степень превращения реагента А в каскаде, состоящем из двух реакторов идеального смешения. Условия:
Скорость подачи реакционной смеси V0 = 400 л-мии-1
Объем каждого реактора Vг = n200 л
Начальная концентрация реагента СА = 1,2 моль-л-1
Константа скорости реакции k =1,6 мни-1
Порядок реакции n = 0,76
В процессе реакции объем реакционной смеси не изменяется


Задача 10

Определить количество тепла, которое необходимо отводить в РИС-Н при проведении в нем обратимой реакции.
А + В =R+ 18000 кДж/моль
с тем, чтобы обеспечить максимальную степень превращения.
Условия:
Температура поступающей реакционной смеси t =15 °С
Теплоемкость реакционной смеси, отнесенная к молю продукта
Ср =400кДж/(моль • К)
Экспериментальная зависимость между ХА и t:
  t   5        15     25     35     4 0   42    45    55    65
Xa  0,18 0,31  0,46  0,56  0,58  0,6  0,59  0,49  0,3

Задача 11

Определить количество отводимого или подводимого тепла и поверхность теплообмена каждого из двух последовательно соединенных РИС-Н при проведении в них реакции:
А = R + 75 420 кДж/кмоль
Условия:
Количество реагента А. подаваемого в реактор BA0 = 0,2кмоль/с
Температура поступающей реакционной смеси t =15 °С
Теплоемкость реакционной смеси с =1676 кДж/(моль-С)
Коэффициент теплопередачи К = 419кДж/(м2-ч- °С)
Средняя разность между t0 и tОХЛ, 10°С
В 1-ом реакторе температура реакционной смеси t1=49°С и степень пре¬вращения ХA1=0,42; во 2-м реакторе t2 = 42 °С, а ХА2 = 0)7.

Задача 12

Определить температуру нагревания реагента А на входе в адиабатический проточный реактор смешения РИС-Н при осуществлении экзотермической реакции А - R
Известна зависимость ХА = f (t):
t °С...... 20 40 50 60 70 80 90 100
ХА....... 0,02 0,12 0,24 0,37 0,58 0,82 0,92 0,95
Условия:
Тепловой эффект реакции H = -160 Дж/моль
Теплоемкость сред с'р = 3,2кДж/(моль • °С)
Степень превращения ХА = 0,93
Отвечают ли полученные результаты устойчивому режиму?

Задача 13

Рассчитать скрубберную башню для осушки сернистого ангидрида в производстве серной кислоты контактным методом (сушильную башню) т. е. определить диаметр башни и объем насадки.
Условия.
Производительность цеха Н2SО4 10т/ч
Концентрация SO2 в газе а, доли. 0,07
Концентрация кислоты, орошающей сушильную башню, Н2SО4 95%
Температура, °С
газа (на выходе из башни) t2............ 32
кислоты (на входе и выходе) tк.......... 49
Давление паров воды в газе, в Па
На входе На выходе
в башню из башни
4746 10,1
Разрежение в системе Рр (до газодувки)
Па......................... 2933
мм рт. ст...................... 22
Барометрическое давление Р
Па......................... 101325
мм рт. ст...................... 760
Скорость газа в насадке w =0,8 м/с

Задача 14

Рассчитать производительность колонны синтеза аммиака при работе ее на свежем катализаторе и после двухлетней работы на этом же катализаторе.
Условия.
Высота колонны Н = 14м
Внутренний диаметр колонны D =0,85м;
Содержание и цикле инертных примесей 7%
Конечная температура конденсации аммиака tk = 5°C;
Содержание NН3 в газовой смеси на входе в колонну
С = 4%
Объемная скорость S = 25000 1/ч
Давление в системе Р = 30МПа
Коэффициент использования внутреннего объема (паковки) колонны 35 %
Снижение активности катализатора после двухлетней работы z = 20%

Задача 15
Определить количество и состав исходной аммиачно-воздушной смеси для производства 1000 т/сут 100% азотной кислоты
Производительность 1000/24 = 41,7 кг/ч
Содержание NH3 в аммиачно-воздушной смеси 11,5%
Степень окисления аммиака 0,97
Степень абсорбции окислов азота 0,985

   

Cтраница 8 из 10

Яндекс.Метрика Rambler's Top100