Обжиговый газ состоящий из 8% объемных долей SО2 и 12% объемных долей О2

2.1-18.
Обжиговый газ, состоящий из 8% объемных долей SО2 и 12% объемных долей О2, остальное азот, подвергнут окислению на катализаторе. Степень окисления SО2 – 88%. Рассчитать состав газа после окисления в процентах.
Решение:
Запишем уравнение реакции процесса:
2SО2 + О2 → 2 SО3
Проведем расчет на 100 м3 обжигового газа. Определим количество компонентов в составе обжигового газа.
SО2
VSO2=Vо.г.∙φSO2100=100∙8100=8 м3
νSO2=VSO2VМ=822,4=0,347 кмоль
О2
VO2=Vо.г.∙φO2100=100∙12100=12 м3
νO2=VO2VМ=1222,4=0,536 кмоль
N2
VN2=Vо.г.-VSO2-VO2=100-8-12=80 м3
νO2=VO2VМ=8022,4=3,571 кмоль
По условию задачи, степень окисления SО2 составляет 80 %. Тогда, количество окисленного сернистого газа:
νSO2ок.=νSO2∙80100=0,347∙80100=0,2776 кмоль
Остаточное количество SО2 в газе после окисления:
νSO2ост=νSO2-νSO2ок.=0,347-0,2776=0,0694 моль
VSO2ост=νSO2∙VМ=0,0694∙22,4=1,555 м3
По уравнению реакции:
При окислении 2 кмоль SО2 расходуется 1 кмоль О2 и образуется 2 кмоль SО3
При окислении 0,2776 кмоль SО2 расходуется х кмоль О2 и образуется у кмоль SО3
Количество О2 затраченное на окисление SО2:
νO2ок.=νSO2ок.2=0,27762=0,1388 кмоль
Количество SО3 выделившееся при окислении SО2:
νSO3=νSO2ок.=0,2776 кмоль
VSO3=νSO3∙VМ=0,2776∙22,4=6,218 м3
Остаточное количество О2 в газе после окисления:
νO2ост=νO2-νO2ок.=0,536-0,1388=0,3972 моль
VO2ост=νO2∙VМ=0,3972∙22,4=8,897 м3
Состав обжигового газа после окисления:
φSO2п.о.=VSO2ост.VSO2ост.+VO2ост.+VSO3+VN2∙100%=
=1,5551,555+8,897+17,382+80∙100%=1,44 %
φO2п.о.=VO2ост.VSO2ост.+VO2ост.+VSO3+VN2∙100%=
=8,8971,555+8,897+17,382+80∙100%=8,25 %
φSO3п.о.=VSO3VSO2ост.+VO2ост.+VSO3+VN2∙100%=
=17,3821,555+8,897+17,382+80∙100%=16,12 %
φN2п.о.=VN2VSO2ост.+VO2ост.+VSO3+VN2∙100%=
=801,555+8,897+17,382+80∙100%=74,19 %
Ответ: SО2 – 1,66 об. %; О2 – 8,25 об.%; SО3 – 16,12 об.%; N2 – 74,19 об.%
2.2-25.
Газовую смесь, содержащую 20% объемных долей СО и 80% объемных долей N2, пропускают при температуре 1273 К и давлении 0,1 МПа над оксидом железа, который восстанавливается до железа по реакции
FеО + СО ↔ Fе + СО2.
Найти состав равновесной смеси, объемные доли, %, и количество образовавшегося Fе, кг, если константа равновесия равна 0,403. Расчет вести на 1000 м3 исходного газа.
Решение:
Запишем выражение константы равновесия для реакции:
КР=РСО2РСО=φСО2∙PφСО∙P=φСО2φСО=φCO∙φСО0φСО01-xCO=
=xCO1-xCO=0,403
Найдем степень превращения СО:
xCO1-xCO=0,403
xCO=0,403-0,403xCO
xCO+0,403xCO=0,403
xCO=0,4031,403=0,287
Состав равновесной смеси газов:
φСО2=xCO∙φСО0=0,287∙20=5,74 об. %
φСО=φСО01-xCO=20∙1-0,287=14,26 об.%
Определим величину молярного объема при температуре 1273 К:
VMTн.у.=VМ,ТТ
VМ,Т=VMТTн.у.=22,4∙1273273=104,45 м3/кмоль
Количество вещества в 1000 м3 исходного газа при температуре 1273 К составит:
ν=VVМ,Т=1000104,45=9,57 кмоль
Поскольку для газовых систем объемные доли численно равны молярным, то содержание СО2 в равновесной смеси будет равно:
νСО2=ν∙φСО2100=9,57∙5,74100=0,549 кмоль
По уравнению реакции 1 кмолю выделившегося СО2 соответствует образование 1 кмоля Fе. Тогда, количество Fе образовавшегося в результате протекания реакции:
νFe=νСО2=0,549 кмоль
mFe=νFe∙МFe=0,549∙56=30,744 кг
Ответ: равновесный состав газовой смеси СО – 14,26 об. %; СО2 – 5,74 об. %, N2 – 80 об. %; количество образовавшегося Fе – 30,744 кг
2.3-12.
Для обратимой реакции 2А ↔ R, протекающей в газовой фазе при постоянном давлении, выразить изменение степени превращения вещества dxA/dt как функцию от степени превращения хА. Прямая реакция второго порядка, обратная — первого.
Решение:
Выражение скорости процесса для газовой реакции имеет вид:
-dСАdτ=dСRdτ=k1СА2-k-1СR
Припишем выражение с использованием степени превращения:
-dСА0∙хАdτ=k1(СА0-СА0∙хА)2-k-1СА0∙хА
-dхАdτ=k1СА0(1-хА)2-k-1∙хА
Ответ: -dхАdτ=k1СА0(1-хА)2-k-1∙хА
2.5-10.
Определить изменение степени использования внутренней поверхности пористого катализатора и скорости реакции при проведении реакции первого порядка типа А → R на сферическом катализаторе диаметром 6 мм при изменении температуры с 603 до 703 К. Эффективный коэффициент диффузии равен 0,09 см2/с, константа скорости реакции при температуре 653 К составляет 1,52 с-1, энергия активации данной реакции — 56,56 кДж/моль.
Решение:
По уравнению Аррениуса, зависимость константы скорости от температуры имеет вид:
k=A∙e-EaR∙T
Для нахождения значений константы скорости при температурах 603 и 703 К определим величину предэкспоненциального множителя в уравнении Аррениуса:
k653=A∙e-EaR∙653
1,52=A∙e-565608,31∙653
1,52=A∙2,97∙10-5
А=0,512∙105
Рассчитаем значения констант скоростей для температур 603 и 703 К:
k603=0,512∙105∙e-565608,31∙603=0,642 с-1
k703=0,512∙105∙e-565608,31∙703=3,196 с-1
Найдем значение модуля φ для температур 603 и 703 К:
φ603=VkatSkat∙k603D=43∙π∙dkat234∙π∙dkat22∙k603D=dkat2∙3∙k603D=
=0,62∙3∙0,6420,09=0,267
φ703=dkat2∙3∙k703D=0,62∙3∙3,1960,09=0,596
Рассчитаем степени использования внутренней поверхности:
η603=thφ603φ603=th(0,267)0,267=0,977
η703=thφ703φ703=th(0,596)0,596=0,896
η603η703=0,9770,896=1,09
Степень использования поверхности катализатора уменьшится в 1,09 раз.
Наблюдаемые скорости процесса при 603 и 703 К составят:
Wн,603=η603∙k603∙CA0
Wн,703=η703∙k703∙CA0
Тогда изменение наблюдаемой скорости процесса при изменении температуры от 603 до 703 К:
Wн,703Wн,603=η703∙k703∙CA0η603∙k603∙CA0=η703∙k703η603∙k603=0,896∙3,1960,977∙0,642=4,57
Наблюдаемая скорость процесса увеличится в 4,57 раза.
Ответ: степень использования поверхности катализатора уменьшится в 1,09 раз, а наблюдаемая скорость процесса увеличится в 4,57 раз
3.1-18.
Жидкофазная обратимая реакция второго порядка 2А ↔ R + S имеет константу скорости прямой реакции k = 2·10-3 м3/(кмоль·с) и константу равновесия КP = 9. Объемный расход исходного вещества с концентрацией СAO = 1,5 моль/л составляет 4,8 м3/ч, требуемая степень превращения вещества А — 80% равновесной степени превращения.
Определить необходимые объемы реакторов идеального смешения и идеального вытеснения для проведения данного процесса.
Решение:
Запишем выражение скорости обратимой реакции:
-dСАdτ=dСRdτ=dСSdτ=
=k1∙СA2-k-1∙СR∙СS
В состоянии равновесия:
k1∙СА2=k-1∙СR∙СS
k1k-1=СR∙СSСА2=Kp
Рассчитаем константу скорости обратимой реакции:
k-1=k1Kp=2∙10-39=2,22∙10-4 м3/(кмоль∙с)
Выразим выражение константы равновесия через степень превращения вещества А:
Kp=СR∙СSСА2=xAСА0∙xAСА0(СА0-xAСА0)2=xA,р2(1-xA,р)2
Найдем равновесную степень превращения:
Kp=xA,р21-xA,р2
Kp1-2xA,р+xA,р2=xA,р2
xA,р2(Kp-1)-2KpxA,р+Kp=0
xA,р=2∙Kp-4∙Kp2-4∙(Kp-1)∙Kp2(Kp-1)=
=2∙9-4∙92-4∙(9-1)∙92∙(9-1)=0,75
Найдем степень превращения компонента А. которая должна быть достигнута в реакторе:
xA=0,8∙xA,р=0,8∙0,75=0,6
Для обратимой реакции 2-го порядка необходимая длительность пребывания реакционной смеси для достижения степени превращения 0,6:
в РИС
τРИС=СА0-САk1∙CA2-k-1∙СА0-СА2=СА01-хАk1∙СА021-хА2-k-1∙СА0хА2==1-хАk1∙СА01-хА2-k-1∙СА0хА2=
=1-0,62∙10-3∙1,5∙1-0,62-2,22∙10-4∙1,5∙0,62=1111 с=0,31 ч
в РИВ
перепишем выражение для скорости процесса через степень превращения:
dхАdτ=k1(1-хА)2-k-1хА2
dхАk1(1-хА)2-k-1хА2=dτ
dхАk1-k-1хА2+2k1хА-k1=dτ
Рассчитаем значение дискриминанта квадратного уравнения от степени превращения:
D=2k12-4∙k1-k-1k1=2∙2∙10-32-
-4∙2∙10-3-2,22∙10-42∙10-3=1,776∙10-6 >0
Поскольку дискриминант выражения больше нуля, то проинтегрировав получим следующее выражение длительности пребывания реакционной смеси в РИВ:
τРИВ=1D∙ln2k1-k-1+2k1-D2k1-k-1-2k1+D=11,776∙10-6∙
∙ln22∙10-3-2,22∙10-4+2∙2∙10-3-1,776∙10-622∙10-3-2,22∙10-4-2∙2∙10-3+1,776∙10-6=1461 c=
=0,41 ч
Определим объемы реакторов необходимые для достижения степени превращения 0,6:
в РИС
VРИС=V0τРИС=4,8∙0,31=1,488 м3
в РИВ
VРИВ=V0τРИВ=4,8∙0,41=1,968 м3
Ответ: VРИС = 1,488 м3; VРИВ = 1,968 м3
3.2-18.
В реакторе идеального смешения непрерывного действия проводится экзотермическая реакция А → R + Qр с тепловым эффектом равным 190 кДж/кмоль. Расход реагента А с температурой 15 °С составляет 0,2 кмоль/с, теплоемкость реакционной смеси — 16,7 кДж/(кмоль·К), температура реакционной смеси на выходе из реактора – 49 °С, степень превращения по веществу А — 0,8, средняя разность температур между охлаждающим агентом и реакционной смесью — 10 град, коэффициент теплопередачи равен 419 кДж/(м2·с·К).
Определить количество отводимой или подводимой теплоты и требуемую площадь теплообмена.
Решение:
Определим количество теплоты поступающей с исходными реагентами:
Qподв.=сР∙V0∙t0=16,7∙0,2∙15=5,01 кДж/с
Определим количество теплоты отходящей с продуктами реакции:
Qотв.=сР∙V0∙tп.р.=16,7∙0,2∙49=163,66 кДж/с
Количество теплоты, выделяющееся в ходе химической реакции:
Qх.р.=сР∙V0∙хА∙QР.=16,7∙0,2∙0,8∙190=507,68 кДж/с
Суммарное количество теплоты в реакторе:
Qреак.=Qподв.+Qх.р.=5,01+507,68=512,69 кДж/с
Количество теплоты, которое должно быть отведено из реактора:
Qохл.=Qреак.-Qотв.=512,69-163,66=349,03 кДж/с
Определим площадь теплообмена:
S=Qохл.K∙∆t=349,03419∙10=0,0833 м2
Ответ: количество теплоты, которое должно быть отведено 349,03 кДж/с, площадь теплообмена 0,0833 м2
4.1-21.
Процесс, описываемый реакцией типа А + В → R с константой скорости k = 0,5 м3/(кмоль·с), проводится в установке, состоящей из двух реакторов смешения, соединенных последовательно, объемом 0,4 м3. Объемные расходы вещества А составляет 3 м3/ч с концентрацией 1,5 кмоль/м3, а вещества В — 3 м3/ч с концентрацией 2 кмоль/м3. Определить производительность установки по продукту R.
Решение:
Суммарный объемный расход вещества:
V0=VA+VB=3+3=6 м3/ч
Исходная концентрация вещества А в установке:
СА0=СА,исх∙VAV0=1,5∙36=0,75 кмоль/м3
Исходная концентрация вещества В в установке:
СВ0=СВ,исх∙VВV0=2∙36=1 кмоль/м3
Длительность пребывания реакционной смеси в РИС:
τРИС=VРИСV0=0,46∙3600=240 с
Найдем степень превращения по компоненту А в 1 реакторе РИС:
τРИС=хАk∙CA0∙(1-хА)∙CB0CA0-хА
240=хА0,5∙0,75∙(1-хА)∙10,75-хА
240=хА0,5-0,875∙хА+0,375∙хА2
120-210∙хА+90∙хА2=хА
90∙хА2-211∙хА+120=0
хА=211-(-211)2-4∙90∙1202∙90=0,97
Концентрация компонента А на выходе из первого реактора составит:
СА1=СА0-СА0∙хА=0,75-0,75∙0,97=0,0225 кмоль/м3
Производительность установки по продукту R составит:
NR=νA∙V0∙СА0∙хАνR+νA∙V0∙СА1∙хАνR=V0∙СА0∙хА+V0∙СА1∙хА=
=6∙0,75∙0,97+6∙0,0225∙0,97=4,5 кмоль R/ч
Ответ: 4,5 кмоль R/ч
4.2-12.
Процесс описывается реакцией типа 2А → R с константой скорости 0,065 м3/(кмоль·с). Концентрация вещества R в выходном потоке равна 2,5 кмоль/м3. Процесс проводится в установке, состоящей из смесителя См, реактора вытеснения и делителя Д, где отделяется продукт R, а не прореагировавшее вещество А возвращается в цикл. Установка перерабатывает 20 кмоль/ч исходного вещества, которое поступает с концентрацией 1,4 кмоль/м3. Степень превращения вещества А в реакторе равна 0,7, а концентрация вещества А в рецикле — концентрации его на входе в установку.

Определить производительность установки по продукту R, необходимый объем реактора вытеснения, объем рецикла и концентрацию вещества R в выходном потоке.
Решение:
Потоки ХТС – 1, 2, 3, 4, 5. Уравнение материального баланса для ХТС в целом:
V1∙CA1=V5∙CR5
V1=V5
Составим уравнение материального баланса по веществу А для смесителя См, РИВ и делителя Д:
V1∙CA1+V4∙CA4=V2∙CА2
V2∙CА2=V3∙CA3+V2∙CА2∙хА
V3∙CА3=V4∙CA4=V2∙CА2(1-хА)
Материальный баланс по веществу R для РИВ и Д:
V2∙CА2∙хА=νAV3∙CR3νR=νAV5∙CR5νR
Составим уравнения материального баланса по потокам для См, РИВ и Д:
V1+V4=V2
V2=V3
V3=V4+V5
Определим объемный расход реакционной смеси в установке:
V1=NACA1=201,4=14,3 м3/ч
Производительность установки по продукту R:
NR=V1∙CA1∙хАνА=14,3∙1,4∙0,72=7,01 кмоль/ч
Длительность пребывания реакционной смеси в РИВ для реакции 2-го порядка:
τРИВ=СА01-nkn-11-xA1-n-1=СА01-2k2-11-xA1-2-1==1k∙CA0∙11-xA-1=10,065∙1,4∙11-0,7-1=26 с
Определим концентрацию продукта R на выходе из РИВ:
V2∙CА2∙хА=νAV3∙CR3νR
CА2∙хА=νA∙CR3νR
CR3=CА2∙хА∙νRνA
По условию задачи:
CА2=CА1
Тогда:
CR3=CА2∙хА∙νRνA=CА1∙хА∙νRνA=1,4∙0,7∙12=0,49 кмоль/м3
Определим объем РИВ:
VРИВ=τРИВ∙V3
νAV3∙CR3νR=νAV5∙CR5νR
V3∙CR3=V5∙CR5
V3=V5∙CR5CR3=V1∙CR5CR3=14,3∙2,50,49=73 м3/ч
VРИВ=τРИВ∙V3=26∙733600=0,53 м3
Определим объем рецикла:
V4=V3-V5=73-14,3=58,7 м3/ч
Ответ: NR = 7,01 кмоль R/ч; VРИВ = 0,53 м3; Vрец. = 58,7 м3/ч; CR3 = 0,49 кмоль/ч
4.3-6.
Установка производит 3,6 кмоль/ч продукта R по реакции типа 2А → R с константой скорости равной 1,2 л/(моль·с). Концентрация вещества А в исходном потоке равна 0,5 моль/л. Стоимость исходного вещества А составляет 120 руб./кмоль. Процесс проводится в реакторе вытеснения, стоимость обслуживания которого равна 0,08 руб./(м3с). После реактора смесь разделяется на продукт и исходное вещество А с концентрацией равной 0,5 моль/л и возвращается в реактор. Стоимость процесса разделения выражается через стоимость возвращаемого вещества А и равна 75 руб./кмоль.

Определить оптимальную степень превращения вещества А в реакторе, оптимальный объем реактора вытеснения и себестоимость продукта R.
Решение:
Потоки ХТС – 1, 2, 3, 4, 5. Уравнение материального баланса для ХТС в целом:
V1∙CA1=V5∙CR5
V1=V5
Составим уравнение материального баланса по веществу А для смесителя См, РИВ и делителя Д:
V1∙CA1+V4∙CA4=V2∙CА2
V2∙CА2=V3∙CA3+V2∙CА2∙хА
V3∙CА3=V4∙CA4=V2∙CА2(1-хА)
Материальный баланс по веществу R для РИВ и Д:
V2∙CА2∙хА=νAV3∙CR3νR=νAV5∙CR5νR
Составим уравнения материального баланса по потокам для См, РИВ и Д:
V1+V4=V2
V2=V3
V3=V4+V5
По уравнению реакции, количество вещества А, необходимое для получения заданного количества вещества R:
NA0=2NR
Объем РИВ:
VРИВ=V0∙CA0∙xAk∙CA02∙(1-xA)=2NRk∙CA02∙(1-xA)
Количество возвращаемого вещества А:
V0∙CA=Vрец∙Cрец=V0∙CA0∙1-xA=2NR1-xAxA
Затраты на изготовление продукта составят:
S=2NR∙ЦА0+2NRk∙CA02∙1-xAЦр+2NR∙1-xAxA∙ЦАрец
Определим оптимальную степень превращения из условия, что производная от себестоимости должна быть равна нулю:
S’=2NRk∙CA0k∙CA02∙1-xA2Цр-2NRxA2∙ЦАрец=0
2NRk∙CA0k∙CA02∙1-xA2Цр=2NRxA2∙ЦАрец
k∙CA0k∙CA02∙1-xA2Цр=1xA2∙ЦАрец
1,2∙0,51,2∙0,52∙1-xA2∙0,08∙10-3=1xA2∙75∙10-3
Построим графики зависимостей правой и левой части уравнения и в точке пересечения найдем значение оптимальной степени превращения.

Исходя из графика оптимальная степень превращения 0,922.
Тогда, объем РИВ:
VРИВ=2NRk∙CA02∙(1-xA)=2∙3,6∙1033600∙1,2∙0,52∙(1-0,922)=85,47 л
Себестоимость продукта составляет:
SNR=2NR∙ЦА0+2NRk∙CA02∙1-xAЦр+2NR∙1-xAxA∙ЦАрецNR=
=2∙3,6∙120+2∙3,6∙1031,2∙0,52∙1-0,9220,08∙10-3+2∙3,6∙1-0,9220,922∙753,6=259,53 руб/кмоль R
Определим объем рецикла.
Длительность пребывания реакционной смеси в РИВ для реакции 2-го порядка:
τРИВ=1k∙СА011-xA-1=11,2∙0,511-0,922-1=19,7 с
Объемный поток, проходящий через РИВ:
V3=VРИВτРИВ=85,4719,7=4,34 л/с=15,624 м3/ч
Объемный поток, обеспечивающий производительность по продукту:
V0∙CA0∙1-xA=2NR1-xAxA
V0∙CA0=2NRxA
V0∙CA0∙xA=2NR
V0=2NRCA0∙xA=2∙3,60,5∙0,922=15,618 м3/ч
Объем рецикла составит:
V4=V3-V0=15,624-15,618=6∙10-3 м3/ч=6 л/ч
Ответ: VРИВ = 85,47 л; Vрец. = 6 л/ч; 259,52 руб./кмоль R
5-18.
Составить материальный баланс установки для получения аммиачной селитры производительностью 20 т NН4NО3 в час влажностью 5% массовых долей. В производстве применяется 47%-ная азотная кислота и 100%-ный газообразный аммиак. Потери азотной кислоты и аммиака в производстве составляют 1% производительности. Из нейтрализатора аммиачная селитра выходит в виде 60%-ного раствора NН4NО3 в воде. Определить количество влаги, испарившейся в результате экзотермической реакции нейтрализации НNО3 + NН3 = NН4NО3.
Решение:
Рассчитаем количество компонентов в 20 т/ч NН4NО3 в час влажностью 5%:
GNH4NO3=G∙100-ωH2O100=20∙100-5100=19 т/ч
GH2O=G∙ωH2O100=20∙5100=1 т/ч
По уравнению реакции:
На образование 1 кмоль (0,08 т) NН4NО3 требуется 1 кмоль (0,063 т) НNО3 и 1 кмоль (0,017 т) NН3
На образование 19 т NН4NО3 требуется х т НNО3 и у т NН3
Тогда, масса НNО3 необходимая для получения 19 т аммиачной селитры:
GНNO3ч=GNH4NO3∙МНNO3МNH4NO3=19∙6380=14,963 т/ч
GNН3ч=GNH4NO3∙МNН3МNH4NO3=19∙1780=4,038 т/ч
Расход 47 %-ной азотной кислоты на производство 20 т/ч аммиачной селитры составит:
GНNO3=GНNO3ч∙100ωНNO3=14,963∙10047=31,836 т/ч
Расход 100 %-го аммиака на производство 20 т/ч аммиачной селитры составит:
G(NН3)=GNН3ч=4,038 т/ч
Потери 47 %-ной азотной кислоты составят:
GНNO3пот=GНNO3∙ωпот100=31,836∙1100=0,32 т/ч
Потери аммиака составят:
GNН3пот=GNН3∙ωпот100=4,038∙1100=0,04 т/ч
Расход 47 %-ной азотной кислоты с учетом потерь составит:
GНNO3сум.=GНNO3+GНNO3пот=31,836+0,32=32,156 т/ч
Расход 100 %-ного аммиака с учетом потерь составит:
GNН3сум=GNН3+GNН3пот=4,038+0,04=4,078 т/ч
Количество воды в 47 %-ной азотной кислоте без учета потерь кислоты:
GН2Осум.=GНNO3∙100-ωНNO3к-та100=
=31,836(100-47)100=16,87 т/ч
Количество 60%-го раствора аммиачной селитры составляет:
GNH4NO3р-ра=GNH4NO3∙100ωNH4NO3=19∙10060=31,67 т/ч
Количество воды в растворе:
GН2Ор-ра=GNH4NO3р-ра-GNH4NO3=31,67-19=12,67 т/ч
Количество воды, испарившееся при реакции нейтрализации:
GН2Оисп.=GН2Осум.-GН2Ор-ра=16,87-12,67=4,2 т/ч
Количество воды, которая должна быть удалена из 60%-го раствора аммиачной селитры:
GH2Oудал.=GNH4NO3р-ра-GH2O=12,67-1=11,67 т/ч
Материальный баланс получения 20 т аммиачной селитры с влажностью 5 % приведен в таблице.
Таблица – Материальный баланс получения 20 т аммиачной селитры с влажностью 5 %
Приход Расход
Компонент т/ч Компонент т/ч
100 % газовый аммиак 4,078 Аммиачная селитра 20
На получение NН4NО3 4,038 NН4NО3 19
Потери NН3 0,04 Н2О 1
47 %-й раствор азотной кислоты 32,156 Испарившаяся влага 4,2
НNО3 14,963 Влага, удаленная при сушке 11,67
Н2О 19,10 Потери NН3 0,04
Потери р-ра НNО3 0,32 Потери р-ра НNО3 0,32
Итого 36,234 Итого 36,23
Розбаланс составляет:
36,234-36,2336,23∙100%=0,011
Ответ: количество влаги испарившейся при нейтрализации 4,2 т/ч

0104OLV 4.7

Преподаватель высшей школы менеджмента Преподаватель английского языка высшей категории

Нанять автора