Ресурсосберегающие технологии в нефтегазохимическом комплексе

Рег. №

 

РЕСУРСОСБЕРЕГАЮЩИЕ ТЕХНОЛОГИИ В НЕФТЕГАЗОХИМИЧЕСКОМ КОМПЛЕКСЕ

 

 

Методические указания

к практическим занятиям

для студентов всех форм обучения

 

Код дисциплины Б.2.В.02

 

Направление подготовки 080100 - Экономика

Профиль подготовки – Экономика предприятий и организаций

Отраслевые специализации: – Нефтегазохимический комплекс

Квалификация (степень) – бакалавр

 

Санкт-Петербург

Допущено
редакционно-издательским советом СПбГИЭУ
в качестве методического издания

Составитель

канд. техн. наук, проф. Е.Е. Никитин

 

 

Рецензент

Д-р экон. наук, проф. И.А. Садчиков

 

Подготовлено на кафедре

экономики и менеджмента в нефтегазохимическом комплексе

 

 

Отпечатано в авторской редакции с оригинал-макета,

представленного составителем

 

 

© СПбГИЭУ, 2012

Содержание

 

I. ОБЩИЕ ПОЛОЖЕНИЯ........................................................................................................... 4

II. МЕТОДИЧЕСКИЕ УКАЗАНИЯ К ПРАКТИЧЕСКИМ ЗАНЯТИЯМ.............................. 4

1.1. Элементы расчетов химико-технологических процессов (ХТП)..................................... 5

1.1.1. Рекомендуемые обозначения и единицы измерения...................................................... 5

1.1.2. Массовый, объемный и мольный состав.......................................................................... 7

1.1.3. Характеристики газовых смесей....................................................................................... 8

1.1.4. Термодинамические расчеты в энергосбережении......................................................... 9

1.1.5. Энерготехнологические установки (на примере синтеза аммиака)............................ 12

1.1.6. Элементы расчета химических реакторов в нефтепереработке................................... 18

1.1.7. Элементы расчетов процессов переработки нефти....................................................... 20

II. ОПРЕДЕЛЕНИЕ ОСНОВНЫХ ТЕХНИКО-ЭКОНОМИЧЕСКИХ ПОКАЗАТЕЛЕЙ (ТЭП) ПРОЦЕССОВ НЕФТЕГАЗОПЕРЕРАБОТКИ........................................................................ 21

III. РАСЧЕТ МАТЕРИАЛЬНЫХ БАЛАНСОВ ПРОЦЕССОВ И АППАРАТОВ ..... 23

IV. РАСЧЕТ ЭНЕРГЕТИЧЕСКОГО (ТЕПЛОВОГО) БАЛАНСА ПРОЦЕССОВ И АППАРАТОВ 26

V. ПРИМЕРЫ РАСЧЕТОВ........................................................................................................ 27

5.1.Определение основных ТЭП............................................................................................... 27

5.2. Расчёт материальных балансов........................................................................................... 28

5.3.Расчёт тепловых балансов.................................................................................................... 31

5.4. Энерго- и ресурсосбережение в переработке топлив...................................................... 32

5.5. Элементы расчетов реакторов............................................................................................ 34

5.6. Переработка нефти............................................................................................................... 36

III. ПРИМЕРНЫЕ ЗАДАЧИ ДЛЯ САМОСТОЯТЕЛЬНОЙ РАБОТЫ................................ 38

IV. ТРЕБОВАНИЯ К ОФОРМЛЕНИЮ ДОМАШНИХ РАБОТ........................................... 43

V. СПИСОК ЛИТЕРАТУРЫ..................................................................................................... 44

Приложение 1.............................................................................................................................. 46

Лист регистрации изменений.................................................................................................... 46

 

 

I. ОБЩИЕ ПОЛОЖЕНИЯ

Предметом изучения дисциплины является широкий спектр проблем энерго- и ресурсосбережения по всей технологической цепочке предприятий нефтегазового комплекса: поиск и разведка, добыча, транспорт, хранение, переработка углеводородного сырья.

Объектом изучения являются предприятия нефтегазового сектора экономики, который представляет собой совокупность хозяйствующих субъектов, осуществляющих различные стадии единого производственно-технологического процесса от поиска и разведки углеводородов (нефти, попутного газа, газового конденсата, природного газа) до распределения и реализации нефтегазопродуктов и других продуктов их первичной переработки.

Цель изучения дисциплины состоит:

- в освоении важнейших особенностей нефтегазового сектора экономики с экономической, политической точек зрения.

- в выявлении широкого спектра проблем ресурсосбережения по всей технологической цепочке: разведка, бурение, добыча, сбор и подготовка, транспорт, переработка углеводородного сырья.

- в изучении важнейших путей решения вопросов сбережения материальных и трудовых ресурсов, создание экологически чистых, безотходных технологий на различных стадиях производственно-технологической цепочки нефтегазового сектора.

При изучении дисциплины студент должен:

- овладеть знаниями основных проблем и путей решения в области энерго- и ресурсосбережения в нефтегазовой отрасли.

- уметь анализировать варианты ресурсосбережения и выбирать технически наиболее целесообразный, экономически самый выгодный, экологически наименее вредный и опасный.

- приобрести навыки расчетов технико-экономических критериев, определяющих эффективность энерго- и ресурсосберегающих технологий.

 

Элементы расчетов химико-технологических процессов (ХТП)

Рекомендуемые обозначения и единицы измерения

Величина	Обозначение	Единицы измерения
Производительность (мощность) установки, аппарата	N	кг/с, кг/ч, м^3/ч, т/сут, т/год
Массовый расход вещества	m	кг/с, кг/ч, т/сут, т/год
Объемный расход вещества	V	м^3/с, м^3/ч, м^3/сут
Время	τ	с, ч, сут, год
Масса вещества	m	к, кг, т
Объем вещества	υ	л, м^3
Давление	P	Па, кПа, МПа
Температура	t, T	^оС, К
Парциальное давление компо­нента	p	Па, кПа, МПа
Парциальный объем компонента	υ	л, м^3
Плотность вещества	ρ	кг/м^3
Мольная масса вещества	M	кг/моль
Мольный объем вещества	Vm	м^3/моль
Массовая доля компонента смеси	w	доли ед., %
Мольная доля компонента смеси	x	доли ед., %
Объемная доля компонента смеси	φ	доли ед., %
Количество вещества	N	моль, кмоль
Концентрация компонента в су­спензии, газовой смеси
- массовая	Cx	кг/м^3
- мольная	ρA	кмоль/м^3
Степень конверсии сырья	α	доли ед., %
Выход продукта, селективность	β	доли ед., %
Объемная скорость подачи газа, жидкости	Vоб	ч^-1, с^-1
Объем катализатора в системе	Vк	м^3
Площадь поперечного сечения аппарата	S	м^2
Диаметр аппарата	D,d	м
Высота аппарата	H,h	м
Длина аппарата	L,l	м
Площадь поверхности тепло­обмена	F	м^2
Линейная скорость потока	ω	м/с
Тепловой поток (расход теплоты в единицу времени)	Q	Вт, кВт
Количество теплоты	q	Дж, кДж
Коэффициент теплопередачи	K	Вт/(м^2∙К)
Удельная теплоемкость	c	Дж/(кг∙К)
Теплота фазового перехода	r	Дж/кг

Производительность, мощность

И интенсивность аппарата

Производительностью аппарата П называется масса готово-
го продукта G_np, фактически вырабатываемого в единицу времени τ при заданных условиях (режиме) процесса производства.
Максимально возможная производительность аппарата при оптимальных условиях процесса производства называется его мощностью W. Таким образом, мощность аппарата есть его максимальная производительность:

П = G_np / τ

W= П_max

 

Интенсивностью J процесса или аппарата называется его производительность, отнесенная к единице полезного объема V или рабочей поверхности аппарата F. Так, ин­тенсивность печей по обжигу колчедана выражается мас­сой колчедана (в килограммах), обжигаемого в сутки на 1 м² рабочих сводов печи (например, 200 кг/(м²·сут)); сернокислотных установок башенной системы — массой безводной серной кислоты (в килограммах), получаемой в сутки с 1 м³ объема продукционных башен (например, 70 кг/(м³·сут)); процесса синтеза аммиака — массой NH₃ (в килограммах), получаемого в час с 1 м³ колонны синтеза, заполненной катализатором (например, 5000кг/ /(м³·ч)), и мартеновских печей — массой стали (в тон­нах), снимаемой в сутки с 1 м² пода печи (например, 8 т/(м²·сут)) и т. д.

Интенсивность и производительность аппарата взаи­мосвязаны между собой:

	.	(6)
	.	(7)

Чем интенсивнее протекает процесс, тем выше производительность аппарата.

III. РАСЧЕТ МАТЕРИАЛЬНЫХ БАЛАНСОВ ПРОЦЕССОВ И АППАРАТОВ

Для количественной оценки процессов, сравнения отдельных способов производства, а также выбора реакци­онных и других аппаратов проводятся технологические расчеты. С этой целью составляются материальный, энер­гетический и экономический балансы, которые отража­ют количественные изменения, происходящие в процессе, и позволяют определить его характеристики: расходный коэффициент, коэффициент использования сырья и энер­гии, количество производимых продуктов, основные раз­меры аппаратов для проектирования новых производств, транспортные устройства и др.

Организация нового химического производства или оценка эффективности действующего, предполагает составление технико-экономического доклада, в котором устанавливается оптимальная мощность производства и другие показатели, ха­рактеризующие его деятельность. При этом исходные данные для всех количественных расчетов основываются на матери­альном и энергетическом балансах. Эти балансы составляют­ся с использованием материально-потоковых графов, отража­ющих перемещение и трансформацию всех материальных уча­стников технологического процесса. В ходе химического про­изводства происходит непрерывное перемещение и изменение природы принимающих в нем участие веществ (компонентов процесса). Поэтому любое химическое производство можно рассматривать как совокупность материальных потоков уча­ствующих в нем компонентов сырья, промежуточных и по­бочных продуктов, целевого продукта и отходов производства.

Материальным потоком называется графическое отобра­жение движения и изменения веществ, участвующих в хими­ко-технологическом процессе. Материальный поток выражает­ся в виде материально-потокового графа (МПГ) процесса, то есть графической схемы, в которой отражены природа вещества, направление его перемещения, изменение агрегатного состоя­ния и химического состава. В МПГ различают «узлы», то есть аппараты имашины, и «ребра» — перемещающиеся в процессе вещества. На рис. 2 представлен фрагмент подобного матери­ально-потокового графа, где А, В, С и D — компоненты сырья, участвующие в превращениях в ходе химико-технологическо­го процесса.

Рис. 2. Материально-потоковый граф

 

Например, для процесса обжига железного колчедана при степени превращения равной 1,0 и избытке воздуха сверх стехиометрического количества, МПГ имеет вид:

 

 

где П — инертные примеси (порода), не подвергающиеся из­менениям в ходе химико-технологического процесса обжи­га.

Материальные потоки могут быть трёх видов:

—расходящиеся, в которых число продуктов в результате процесса возрастает (например, электролиз водного раствора хлорида натрия);

—сходящиеся, в которых число продуктов в результате про­цесса уменьшается (например, синтез аммиака);

—перекрещивающиеся, в которых число продуктов в резуль­тате процесса не изменяется явно (например, приведенный выше обжиг колчедана).

На основе анализа материально-потокового графа составля­ется материальный баланс данного процесса, служащий осно­вой для дальнейших расчетов.

Материальный баланс представляет вещественное выраже­ние закона сохранения массы применительно к химико-техно­логическому процессу: масса веществ, поступивших на техно­логическую операцию (приход) равна массе веществ, получен­ных в этой операции (расход), что записывается в виде уравнения баланса ∑m_приход=∑m_расход.

Статьями прихода и расхода в материальном балансе являют­ся массы полезного компонента сырья (m₁), примесей в сырье ( m₂ ), целевого продукта (m₃), побочных продуктов (m₄), отходов производства ( m₅ ) и потерь (m₆), постудивших в производство или на данную операцию:

m₁+ m₂+ m₃+ m₄+ m₅+ m₆

Материальный баланс составляется на единицу массы целе­вого продукта или на отдельный аппарат (реактор) и выражает­ся в массовых единицах (кг, т) или массовых долях (μ ). Для пе­риодических процессов материальный баланс составляется на одну операцию, для непрерывных процессов — на единицу вре­мени. Результаты расчета материального баланса оформляют­ся в таблицу. Например, для процесса, представленного в виде МПГ, таблица материального баланса имеет вид:

Таблица 1

Приход	Расход
Вещество	кг	μ	Вещество	кг	μ
Сырье 1			Целевой продукт
А			ВС
В			Побочный продукт
Сырье 2			AD
С			Отходы
D			BD
			Потери
Итого		1,0			1,0

 

На основе материального баланса рассчитываются расходные коэффициенты, определяются размеры аппаратов и устанавливаются оптимальные значения параметров технологического режима процесса.

 

V. ПРИМЕРЫ РАСЧЕТОВ

 

Определение основных ТЭП

Пример 1. Определите расходные коэффициенты в
производстве карбида кальция, содержащего 90%
СаС₂ если сырье — антрацит марки АК с содержанием
углерода 96%, известь (негашеная) с содержанием СaО 85%.

Решение. Карбид кальция получают по реакции
выражаемой уравнением:

СаО + ЗС = СаС₂ + СО,

Мг (СаС₂)=64; Мг (СаО)= 56в; Аг(С)=12.

По условию в 1 т продукта содержится 900 кг СаС₂.

Определим сколько оксида кальция требуется на образование 900 кг СаС₂:

Ат =

кг

С учетом чистоты СаО рассчитаем практический расходный коэффициент по извести:

Апр =

кг

Находим, сколько углерода требуется на образование
СаС₂:

Ат2 =

кг

Определяем расходный коэффициент по антрациту:

Апр2 =

кг

Пример 2. Рассчитайте теоретический расходный коэффициент 18%-ного раствора едкого натра для мер­серизации 1 т целлюлозы, содержащей 5% влаги и 4% примесей.

Решение. Процесс мерсеризации целлюлозы мож­но выразить уравнением реакции:

[C₆H₇О₂(OH)₃]n + nNaOH→[C₆H₇O₂(OH)₂OH∙NaOH]_n

М_г целлюлозы = n∙162; М_гедкого натра = 40, Найдем, сколько чистого гидроксида натрия потребуется на мер­серизацию 0,91 т целлюлозы:

Ат =

т

18%-ного раствора требуется:

0,225/0,18 = 1,248 т.

Пример 3. Рассчитайте выход этилового спирта на пропущенный этилен при условии многократной цирку­ляции этилена, если практический расходный, коэффи­циент этилена 0,69 т на 1 т этилового спирта.

Решение. Этиловый спирт получается при взаи­модействии этилена с водой:

С₂Н₄+Н₂О↔С₂Н₅ОН

Молекулярные массы:

М_г (С₂Н₄)= 28; М_г (С₂Н₅ОН)=46.

 

Теоретический выход этилового спирта из 690 кг этилена:

m_T=

 

Практическая масса этанола m_практ=1000кг. Находим практический выход этилового спирта:

ή

 

Расчёт тепловых балансов

Пример 1. Один из методов получения ацетилена – термоокислительный крекинг (пиролиз) метана. Вычислите стандартную теплоту этой реакции при температуре 298К.

Решение. Схема реакции термоокислительного пиролиза метана:

11CH₄+5O₂→2C₂H₂+6CO+18H₂+CO₂+2H₂O

Рассчитаем ΔН реакции пиролиза. Энтальпию образования вещества, участвующих в реакции, найдём в таблицах.

ΔН^○ кДж/моль: CH₄-(-74,85); C₂H₂-226,75; CO – (-110,5); CO₂-(-393,51); H₂O - (-241,84); O₂ – 0; H₂ – 0.

ΔН _р= 2 • 226,75+6 (—110,5) + (—393,51) + 2(—241,84)—11(—74,85)=

= -263,34 (кДж/Моль).

Так как ΔН= - Q_р , Q_р=263,34 кДж/моль.

 

Пример 2. Рассчитайте теплоту, выделяющуюся при образовании 100 кг метилового спирта из СО и Н₂. Энтальпия образования (в кДж/кмоль) составляет: СО - 110 583; Н₂ — 0, метилового спирта — 201 456.

Решение. Образование метилового спирта из СО и Н₂ протекает по реакции, выражаемой уравнением:

СО + 2H₂↔СН₃ОН + Q_р,

где Q_p — тепловой эффект реакции.

Так как Q_P= -ΔН,

где ΔН — энтальпия реакции синтеза метанола, рассчи­таем ΔН:

ΔН = -201455- (- 110683) = -90772 (кДж/кмоль).

Таким образом, Q_p=90772 кДж/кмоль.

Рассчитаем теплоту, выделяющуюся при образова­нии 100 кг метилового спирта:

Q= (кДж)

Где 32 – молекулярная масса метилового спирта в кг.

 

Составьте тепловой баланс реактора син­теза этилового спирта, где протекает реакция

СН₂=СН₂ + Н₂О↔ С₂Н₅ОН + Q_p (Q_p=46090 кДж/кмоль),

если исходный газ имеет состав: 40%. Н₂О и 60% С₂Н₄, скорость его подачи в реактор-гидрататор 2000 м³/ч, температура на входе 563K, а на выходе из реактора 614К, конверсия за проход этилена 5%. Теп­лоемкость продуктов на входе и выходе одинакова и равна 27,1 кДж/кмоль. Побочные процессы и продукты не учитывать. Потери теплоты в окружающую среду принимаем 3% от прихода теплоты.

Решение. Находим состав исходного газа:

V(C₂H₄)=2000*0,6= 1200 м³;

V(H₂О)=800-1200*0,05=740 м³;

Определяем состав газа на выходе из реактора:

V(C₂H₄)=1200-1200*0,05= 1140 м³;

V(H₂О)=800-1200*0,05=740 м³;

V(C₂H₅ОН)= 1200*0,05=60 м³.

Находим суммарный объем газа (на выходе из реакто­ра):

V= 1140+740+60=1940 м³.

Тепловой баланс: Q₁+Q₂=Q₃+Q₄

Рассчитываем приход теплоты. Физическая теплота
газа:

Q₁=2000/22,4*27,1*290 = 701696,5 кДж.

 

Теплота реакции:

Q₂=2000/22,4*0,6*46090*0,05=123460 кДж.

___________

Всего: ∑Q_{прихода}=825156,5 кДж.

 

Определяем расход теплоты. Теплота, уносимая отходящими газами:

Q₃=1940/22,4*27,1*341 = 800345,4 кДж.

Q₄=825156,5*0,03 = 24754,7 кДж.

___________

Всего: ∑Q_{расхода}=825100,1 кДж.

 

Процесс идет с небольшим выделением теплоты.

 

Элементы расчетов реакторов

Пример 1. Производительность реактора дегидрирования н -бутана до н -бутенов составляет 17400 кг целевого продукта в час. Процесс проводят при 600 °С, 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:

lg k'

Решение.Уравнение реакции:

СН₃ — СН₂ — СН₂ — СН₃ ↔ СН₂ = СН — СН₂ — СН₃ + Н₂

58 кг (22,4 м³) 56 кг 2 кг

Расход н -бутана для проведения процесса:

 

теоретический = 6960 м³/ч

фактический = 30933 м³/ч,

или 30933: 3600 = 8,6 м³/с.

Константа скорости:

lg k'= = -0,7943

k'=1,2057

k = 0,1614 с^-1

Предполагая, что дегидрирование н -бутана протекает по уравне­нию первого порядка, определим время пребывания реагирующих газов в зоне контакта:

τ =

Вместимость реактора:

V_р=8,6*2,2= 19 м³

Пример 2. Время пребывания углеводородов при получении аце­тилена 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 ре­акционной камеры электродугового реактора.

Решение. Секундная объемная производительность реактора (по газам электрокрекинга):

N = 25 500: 3600 = 7,08 м³/с

Объем реакционной камеры:

V_р= N_cτ

7,08 • 0,001 =0,0071 м³

Площадь сечения реакционной камеры:

S = N_c/ω = 7,08: 900 = 0,0079 м²

Высота реакционной камеры:

H = =0,0071: 0,0079 = 0,9 м или 900*0,001 =0,9 м

Пример 3. 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 м ³

Пример 4. 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 600кг/м³.

Решение.Производительность реактора по целевому продукту — формальдегиду:

3500 • 0,37 = 1295 кг/ч

Объем катализатора в реакторе (V=πD²H/4=0,785D²H):

0,785 (1,4)² * 0,075=0,115 м³ или 115 л

Производительность 1 л катализатора:

1295: 115 = 11,3 кг/(л ^. ч)

Масса катализатора в реакторе:

0,115 • 600 = 69 кг

Производительность 1 кг катализатора:

1295: 69= 18,8 кг/(кг ^. ч)

 

Переработка нефти

Пример 1. Определить компонентный состав бензиновой фракции (пределы выкипания 93—123 °С), полученной в процессе прямой гонки нефти, если количество получаемой фракции составляет 34800 кг/ч. Состав бензиновой фракции в массовых долях следующий: парафиновые углеводороды 27,2%, непредельные углеводород 0,7%, ароматические углеводороды 0,9%, нафтеновые углеводород 71,2%. Определить массовый расход нефти, необходимой для получения указанной фракции, если выход фракции составляет 20% общей массы нефти, затраченной на прямую гонку.

 

Решение.Массовый расход нефти для получения бензиновой фракции с учетом 20%-ного выхода:

Компонентный состав бензиновой фракции:

Парафины

Непредельные

Ароматические

Нафтены

 

 

Пример 2. Определить компонентный состав бензиновой фракции (52 800 кг/ч, пределы выкипания 58—93 °С), 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 14.

 

Решение.Массовый расход нефти для получения бензинов фракции:

 

Массовый расход нефти с учетом 60%-ного выхода:

 

Компонентный состав бензиновой фракции:

 

Парафины

Непредельные

Ароматические

Нафтены

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 748 кг/м³, составляет 1,53 ч^-1; линейная скорость паро-газовой смеси в сечении реактора равна 0,39 м/с. Определить общий объем катализатора в реакторах.

 

Решение.Объемный расход жидкого сырья на установке платформинга:

 

Объем катализатора в реакторах:

 

 

III. ПРИМЕРНЫЕ ЗАДАЧИ

1. Производительность реактора окислительного пиролиза 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.

2. 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/(м^3. ч)

3. 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 6,5 м.

4. 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.

5. 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^-1. Определить рабочий объем реактора.

6. Производительность установки гидрохлорирования ацетилена равна 1,2 т винилхлорида в час при производительности катализатора по винилхлорид 50 кг/(м^3. ч). Определить число реакторов, необходимых для обеспечения заданной производительности, если объем катализатора в каждом реакторе равен 6 м³.

7. Объемный расход синтез-газа в реакторе получения метанола равен 600 тыс. м³/ч, а объемная скорость подачи сырья составляет 10 000 ч^-1. Определить производительность катализатора, если производительность реактора равна 12 т метанола в час.

8. В результате прямой перегонки нефти получено
в час 34 000 кг бензиновой фракции (123—153°С), 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% от общего расхода нефти, поступающей на установку пря­мой перегонки.

9. В результате прямой перегонки нефти получено
в час 52 000 кг бензиновой фракции (58—93°С), массовые
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.

10. В результате пиролиза нефти получено, в час 71 000 кг бензиновой фракции (93—123 °С), массовые 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% от общего расхода нефти, поступающей на установку пиролиза.

11. В результате пиролиза нефти получено в час 68 000 кг бензиновой фракции (123—153 °С), 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 установку пиролиза.

12. 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 нефтяного остатка в час, а степень его конверсии составляет 90%.

13. Вычислите теоретические расходные коэффици­енты для получения сульфатным методом 1 т 30%-ной соляной кислоты.

14. Определите расходный коэффициент техническо­го ацетальдегида (99%-ной чистоты) для получения 1 т уксусной кислоты: СН₃СНО + 0,5О₂→СН₃СООН, если выход кислоты по альдегиду 93,5%.

15. Определите расходные коэффициенты сырья для производства 1 т фосфата аммония (NH₄)₃PO₄, если ис­ходные продукты: 55%-ная фосфорная кислота; 98%-ный аммиак, влаги — 2%.

16. Вычислите расходные коэффициенты на 1 т ок­сида серы (IV), если содержание серы в руде серного колчедана 45%, влаги—1,5%, воздух на обжиг колче­данаподают с избытком в 1,5 раза.

17. Для получения 1 т метилового спирта израсходо­вано 12065 м³ синтез-газа (СО: Н₂= 1: 2). Рассчитайте выход метилового спирта при конверсии, если превра­щение за проход исходной смеси газов — 20%.

Суммарная реакция получения дивинила по спо­собу С. В, Лебедева выражается уравнением

2С₂Н₅ОН→СН₂ = СН — СН = СН₂ + 2Н₂О + Н₂

Выход дивинила составляет 80%. Вычислите, сколько кг дивинила можно получить из 2000 м³ 96%-ного спир­та (ρ = 80,0 кг/м³).

18. Составьте материальный баланс процесса упаривания 100 т раствора NaOH, если первоначальная концентрация его была 15%-ной, а упаренного раствора 60%-ной. Потери при упаривании составляют 0,3%.

19. Составьте материальный баланс на получение 1 т карбида кальция, содержащего 90% СаС₂, сырье —антрацит марки АК с содержанием 96% углерода, а известь — 85% СаО.

20. Составьте материальный баланс производства 1000 м³ аммиака, если азотно-водородная смесь полу­чается смешением сырого азота (N₂ — 99,6%, О₂ — 0,2%, Аг —0,2%) и сырого водорода (Н₂ —99,6%, СН₄ —0,2%, СО—0,2%). Синтез ведут под давлением 30,3 ^. 10⁶ Па, при температуре 673К. Концентрация аммиака в газах после колонны синтеза 18%, а в циркуляционном газе 4%, содержание других газов в циркуляционном га­зе 3%.

21. Составьте материальный баланс производства 1 т чистого метилового спирта, если исходная смесь га­зов состоит только из СО и Н₂ в соотношении 1: 2, кон­версия синтез — газа 20%. Выход метилового спирта со­ставляет 87% от теоретического.

22. Составьте упрощенный материальный баланс на получение 1 т уксусной кислоты (без учета побочных реакций), если выход кислоты по реакции

СН₃СНО + 0,5 О₂→СН₃СООН

составляет 96% (от теоретического), технический ацетальдегид 99%-ной чистоты и реагирует на 98%, кис­лород связывается на 99%, иепрореагировавшего ацетальдегида остается 2%, кислорода 1% (2% ацетальдегида расходуется на побочные реакции).

 

23. Определите энтальпию и тепловой эффект ре­акции газификации твердого топлива, если из генера­тора водяного газа выходит газ следующего состава (в % по объему): СО —38, Н₂ —50; С0₂ —6,2; N₂ —5,8. Расчет следует вести на 1000 м³ генераторного газа. Теплота образования (в кДж/моль): СО— 110,580; Н₂О (пар) —242,0; СО₂ —343,79.

24. Определите теплоту образования ацетилена, ес­ли известно, что при сгорании 1 моль его выделяет 1608,1 кДж теплоты, а теплоты образования воды и углекислого газа составляют соответственно 241,840 кДж/моль и 394,08 кДж/моль.

25. Составьте тепловой баланс реактора синтеза метанола, если исходный газ имеет состав (в % по объему): 20 СО и 80 Н₂, скорость его подачи 80000 м³/ч при температуре на входе в реактор 473К, а на выходе 573 К. Конверсия СО 35%. Теплоемкость газа на вхо­де и на выходе одинакова и равна 32,3 (кДж/моль*К). С помощью холодильника отводится 20 240 000 кДж.

26. В 1975—1977 гг. в мире производили ежегодно 30 млн. т водорода. При этом около 70% получали из природного газа. Если известно, что за данный период добывали 700 млрд. м³ природного газа, рассчитайте, какая массовая доля его шла на производство водоро­да. Реальный выход водорода при паровой конверсии метана 2,3 моль/моль СН₄. Необходимо принять во внимание, что объемная доля метана в природном газе равна 90%.

27. Возможно получение метана из бурого угля с использованием теплоты ядерного реактора. Переработка такого угля массой 660 т с массовой долей угле­рода в угле 55,6% дает метан объемом 1,1*10⁵ м³. Определите выход метана в процентах от теоретичес­кого.

28. Один ядерный реактор мощностью 3000 кВт мо­жет обеспечить работу семи газогенераторов с массо­вым расходом 40 т/ч буроугольного полукокса с мас­совой долей углерода 72%. При этом получается синтез-газ для производства метанола, объемная доля СО в котором 31,5, а водорода 66,3%. Приняв выход метанола 80% от теоретического, а степень превращения полукокса в газ 90%, рассчитайте массу метанола, кото­рую можно получить на установке за сутки.

29. Рассчитайте, какой объем аммиака в год мо­жет быть получен при совместной работе коксохими­ческого завода, перерабатывающего в год шихту мас­сой 6 млн. т, и кислородно-конверторного цеха, где в сутки подвергают разделению 1,88*10⁶ м³ воздуха. Принять выход газа от шихты 300 м³/т. Объемная доля водорода в газе равна 55%, объемная доля азота в воздухе 78%.

30. При полукоксовании торфа получается газ, в котором объемные доли компонентов равны: Н₂—16; СН₄—18; СО₂—41; азот—11,5; СО—13,5%. Выход газа 18% от массы исходного сырья. Рассчитайте, какую массу торфа следует подвергнуть полукоксованию для заполнения газом газгольдера диаметром 18 м и высо­той 6 м (н. у.).

31. Энерготехнологический комбинат, где в год
перерабатываются сланцы массой 16 млн. т, обеспечивается электроэнергией от собственной ТЭЦ установленной мощностью 240 тыс. кВт. ТЭЦ работает на газе, получающемся при термической переработке сланца. Выход газа 240 м³/т, его теплота сгорания 51 500 кДж/м³.Коэффициент полезного действия ТЭЦ 10%. Определите массовую долю сланца в процентах, расходующегося на производство электрической и тепловой энергии.

32. Рассчитайте теплоту, ко