Akım Şemaları ( Dr.Hasip YENİOVA )

1. Giriş 2. Akım Şemalarının Gösterilişi. 2.1 Blok diagramlar 2.2 Resim şeklinde gösterilen akım şemaları 2.3 Akış hızlarının gösterilişi 2.4 Akım şeması üzerinde yer alan diğer veriler 2.5 Yerleşim planı (Layout) 2.6 Verilerin kesinliği ve doğruluğu 2.7 Hesaplamalarda kullanılan temeller 2.8 Kesikli prosesler 2.9 Yardımcı ¸niteler 2.10 Ekipmanlara kod ve ad verilmesi örnek akım şemaları. Akrilonitrilin polimerizasyonu Nitrik asit ¸retim prosesi 3. Hesaplamalar 3.1 Temeller 3.2 Akım şeması üzerinde yer alan Çeşitli üniteler için kütle ve enerji denklikleri. 3.2.1 Şift konvertür¸ 3.2.2 Dikloretan üretimi 3.2.3 Nitrik asit üretimi 4. Bilgisayar Destekli Akım Şemaları. 4.1 Tam ve yatışkın hal benzeşim (simulasyon) proğramları. 4.2 Bilgi akım diagramları. 4.3 örnek: Nitrobenzeníden anilin üretimi 5. Basit K¸tle Denkliği Programları 5.1 Fraksiyon katsayıları kavramı ve k¸tle denkliklerinin matriks formda gösterilmesi. 5.2 Örnek: İzopropil alkolden aseton üretimi. 6. Borulandırma ve Enstrümantasyon (PNI) ANKARA Eyl¸l 2003

AKIM ŞEMALARI 1. GİRİŞ Akım şemaları, proses tasarımında anahtar dˆk¸man olarak adlandırılacak kadar ˆnemli bir konudur. Akım şemaları ¸zerinde tasarımda yer alan ekipmanlar, akım hatları, akımların hızları, bileşimleri ekipmanların işletme koşulları yer alır. Hazırlanan bir akım şeması proje grubunda yer alan uzman tasarımcıların kullanımına sunulur. Uzman tasarımcıların yapacakları işler arasında borulandırma ve enstr¸mantasyon, ekipman tasarımı, yerleşim planının hazırlanması gibi işler yer alır. İşletme personeli de işletme kılavuzlarının hazırlanması ve işletme teknisyenlerinin eğitimi iÁin gerekli dˆk¸manların hazırlanması amacıyla akım şemalarını kullanırlar. Akım şemaları, işletmeye alma Áalışmaları (start up) sırasında prosesin işletme performansının tasarım değerleriyle kıyaslanması amacıyla da kullanılır. Akım şemaları, prosesde yer alan her bir ¸nite iÁin ve t¸m proses iÁin yapılan k¸tle ve enerji denklikleri temel alınarak oluşturulur. Akım şemaları ¸zerinde yer alan niceliklerin hesaplanması, b¸y¸k ve kompleks tesisler iÁin oldukÁa g¸Á ve zaman alıcıdır. Bu nedenle proses şemaları, g¸n¸m¸zde bilgisayar destekli olarak hazırlanmaktadır. Bilgisayar destekli olarak Áalışmanın diğer bir ¸st¸nl¸ğ¸ ise alternatif akım şemalarının oluşturulması, en uygun prosesin seÁimi ve en uygun proses koşullarının saptanmasında getirdiği kolaylıklardır. Akım şemalarının hazırlanmasında yararlanılan bazı bilgisayar proğramların adları ve ˆzellikleri ve basit bir akım şeması hazırlanmasında kullanılan bir bilgisayar proğramının detayları (Massball) Sinnot, RK.1983, Chemical Engineering Design adlı kaynakta verilmiştir. Bir prosesin tasarımında, akım şemasının ortaya konulmasından sonraki adım borulandırma ve enstr¸mantasyon (P&I) şemasının hazırlanmasıdır. Bu şema, M‹HENDİSLİK AKIM ŞEMASI veya MEKANİK AKIM ŞEMASI olarak da adlandırılır. 2. AKIM ŞEMALARININ G÷STERİLİŞİ Akım şeması, prosesi tanımlayan bir dˆk¸man olması olması nedeniyle aÁık, anlaşılır, doğru ve tam olmalıdır. «eşitli tipte akım şemaları vardır. Bunlar hakkında kısa bilgiler aşağıda verilmiştir. 2.1 Blok diağramlar Blok diagram en basit gˆsterim şeklidir. «izimde yer alan her bir blok bir ekipmanı veya prosesin belirli bir adımını simgeler. Bug¸ne değin okumuş olduğunuz birÁok dersin iÁeriğinde karşılaşmış olduğunuz prosesler size blok diagramlarla gˆsterildi. Kare, dikdˆrtgen, daire gibi Şekillerden oluşan ve hatta bazılarında akımların akış hızlarının ve bileşimlerininde gˆsterildiği bu diagramların m¸hendisler iÁin pek fazla kullanımı ve yararı yoktur. Bu diagramlar, ˆn raporların hazırlanmasında ve eğitim amacıyla kullanılır. 2.2 Resim Şeklinde gˆsterilen akım Şemaları Ayrıntılı akım şemalarında, ekipmanlar genelde belirli bir stile (tarza) uygun olarak Áizilirler. Bu Áizim tarzı her nekadar ¸nl¸ karikatir¸st¸m¸z Bedri Koraman’ın Áizim stiline benzesede kullanılan semboller ve Áizimler belirli standartlara uymalıdır. İngiliz standartlarından BS 1553 (1977), M¸hendislikte kullanılan grafik sembollere ayrılmış olup bu kaynağın 1.bˆl¸m¸nde borulandırma sistemlerine yer verilmiştir. Bu standartdan seÁilen bazı semboller Ek-1 verilmiştir. Amerikan Ulusal Standartlar Enstit¸s¸ (ANSI)’de akım şemalarının hazırlanmasında kullanılan bir semboller dizini hazırlamıştır.

2.3 Akış hızlarının gösterilişi Her bir bileşenin akış hızı, toplam akış hızları ve akımların yüzde bileşimleri akım şemaları ¸zerinde çeşitli Şekillerde gösterilebilir. En basit yˆntem, Şekil-1 de akrilonitrilin polimerizasyon prosesi iÁin gˆsterildiği gibi sadece ˆnemli ¸niteleri gˆz ˆn¸ne alarak akım hatları boyunca yerleştirilen blokların iÁerisine verilerin yazılmasıdır. Daha iyi bir akım şeması Şekil-2 de nitrik asit ¸retim prosesi iÁin verilmiştir. Bu şemadan gˆr¸lebileceği gibi her akım hattına bir numara verilerek akımların ˆzellikleri şemanın altındaki Áizelgeye yazılmıştır. Bu yöntem profesyonel tasarımcılar tarafından tercih edilir 2.4 Akım Şeması ¸zerinde yer alan diğer veriler Akım şemaları ¸zerine yazılan diğer bilgiler müşterinin talebine ve tasarımcının pratiğine bağlıdır. Şema ¸zerine yazılan bilgileri iki grupta toplayabiliriz: Zorunlu bilgiler. 1. Akımın bileşimi; i) her bir bileşenin akış hızı kg/st olarak veya ii) akımın ağırlıkÁa y¸zde bileşimi verilir. 2. Akımın toplam akış hızı kg/st olarak verilir. 3. Akımın sıcaklığı oC olarak yazılır. 4. Nominal işletme basıncı (istenilen işletme basıncı) yazılır. SeÁimli bilgiler 1. Molar y¸zde bileşimler. 2. Akımların ortalama olarak fiziksel ˆzellikleri, ˆrneğin; 3 i) yoğunluk, kg/m 2 ii) viskozite, mNs/m 3. Bir iki kelimeyle tanımlanabilecek Şekilde akımlara birer ad verilmesi. 4. Akımların entalpisi, kJ/st. Akımların fiziksel ˆzelliklerinin, akım şemasının hazırlanmasından sorumlu proses m¸hendisi tarafından hesaplanması, ¸nite tasarımlarını yapan uzman tasarımcılara kolaylık sağlar. Ayrıca tasarım ekibinde yer alan t¸m gruplar aynı fiziksel ˆzellikleri kullanmış olur. 2.5 Yerleşim planı (LAYOUT) Prosesde yer alan temel ekipmanların akım şeması ¸zerinde sırasıyla gˆsterilmesidir. Bazen gerekli olduğunda, ısı değiştirici pompa gibi yardımcı ekipmanlarda şema ¸zerinde sırasıyla gˆsterilir. AmaÁ madde akımını gerÁekteki şekline uygun olarak gˆsterebilmektir. Şema ¸zerinde, temel ekipmanlar gerÁek b¸y¸kl¸klerine kıyasla daha b¸yük bir orantıda, yardımcı ekipmanlar ise daha k¸Á¸k bir orantıda gˆsterilirler. Fazla sayıda ¸nite iÁeren kompleks proseslerin akım şemaları tek bir kağıda sığdırılamadığı durumda biribirini izleyen birden fazla sayıda kağıt ¸zerine Áizim yapılır. Akım hatları numaralandırılır ve bir ˆnceki sayfadan gelen veya bir sonraki sayfaya devam eden akım hattının numarası Áift daire iÁinde gˆsterilir. Bu akım hattının hangi sayfadan geldiği veya hangi sayfaya devam ettiği Áift dairenin altına sayfa numarası yazılarak belirtilir. Akımların ˆzellikleri ve diğer bilgiler ekipman yerleşim planının altında veya ¸zerinde yer alan Áizelgede gˆsterilir. Bileşenlerin adları Áizelgenin sol başındaki kolonda yer almalı, akımların numaraları ise Áizelgenin ¸st satırına sırayla yazılmalıdır. İki akım hattının birleştiği bir noktadan sonra veya herhangibir ¸niteden Áıkan akımın bileşiminin değişmediği durumlarda da bu akım hatlarınada yeni bir numara verilmesi ve akım hattıyla ilgili bilgilerin tekrar yazılması gerekir. Unutmayınızki Áizdiğiniz akım şemasının sizin iÁin ne kadar aÁık ve anlaşılır olmasından ziyade başka birisi iÁin ne kadar aÁık ve anlaşılır olduğu ˆnemlidir.

2.6 Verilerin kesinliği ve doğruluğu Proses akım şemaları ¸zerine yazılan verilerin y¸ksek bir doğruluk derecesinde olması gerekmez. Verileri virg¸lden sonra bir basamaklı olarak yazmak yeterlidir. Eğer akım veya bileşenlerden birisi iÁin yazılacak bir veri uyulması gereken hassasiyet derecesinden Áok k¸Á¸kse bu verinin daha y¸ksek bir hassasiyet derecesinde yazılması gerekir. «ok daha k¸Á¸k değerler ise ‘eser’ miktarda olarak yazılır. Sˆz¸ edilen bu Áok k¸Á¸k değer prosesi kısıtlayan bir ˆneme sahipse ‘ppm’ olarak belirtilmelidir. Bazı durumlarda eser miktardaki maddeler Áok ˆnemlidir. ÷rneğin; katalizˆr zehirlenmesine neden olan ve malzeme seÁimini etkileyen maddeler sˆz konusu olduğunda bu maddelerin miktarları belirtilmelidir. 2.7 Hesaplamalarda kullanılan temeller Akım şeması ¸zerine yazılan değerlerin hesaplanmasında kullanılan temeller akım şeması ¸zerinde belirtilmelidir. Bu temeller iÁerisinde; yıllık işletme s¸resi, reaksiyon verimi ve fiziksel verimler, enerji denkliğinde kullanılan ortam sıcaklığı, hesaplamalarda kullanılan varsayımlar yer alır. 2.7 Kesikli prosesler Kesikli prosesler iÁin hazırlanan akım şemalarında gˆsterilen değerler tek bir dolum (batch) iÁin gerekli miktarlardır. Eğer sˆz¸ edilen kesikli proses, s¸rekli bir prosesin bir parÁası ise ona ait akım şeması s¸rekli prosesin akım şeması iÁerisinde gˆsterilir ve sınırları belirtilir. S¸rekli proseslerde kg/st olarak yazılan miktarlar keskli proses iÁin kg/dolum olarak yazılır. ÷rneğin s¸rekli bir polimerizasyon prosesi iÁin gerekli katalizˆr¸n hazırlanması kesikli bir prosesdir. 2.9 Yardımcı ¸niteler Bir karışıklığa neden olmaması amacıyla yardımcı ¸nitelerden gelen veya yardımcı ¸nitelere giden akım hatları aynı akım şeması ¸zerinde gˆsterilir ve bu hatların ¸zerine ne oldukları belirtilir. 2.10 Ekipmanlara kod ve ad verilmesi Akım şemasında yer alan her ekipman bir ad ve kod numarası verilerek tanımlanır. Ekipmanın tanımı, genellikle bir harf ve bir kaÁ basamaklı sayıdan oluşur. ÷rneğin; R: Reaktˆr, H: Isı değiştirici, C: Kolon 3. HESAPLAMALAR K¸tle ve enerji denkliklerinden yararlanılarak akımların miktar ve bileşimlerinin hesaplanması ve bu değerlerin tasarım denklemleri ve tasarım kısıtlamalarıyla birleştirilmesi sonucu akım şemalarının ¸zerine yazılacak değerler elde edilir. Bu hesaplamalar sayısal olarak veya bilgisayar yardımıyla yapılır. Bu bˆl¸mde, hesaplamalarda geÁen bazı kavramlar vurgulandıktan sonra Áeşitli ekipmanların akım şemalarının hazırlanması iÁin yapılan sayısal hesaplamalara ˆrnekler verilmiştir. Daha ˆnce de belirtildiği tasarım Áalışmalarında dış ve iÁ kısıtlamalar olmak ¸zere iki t¸r tasarım kısıtlamaları vardır. Bunlar; Dış kısıtlamalar: Tasarımcının kontrolunda olmayan kısıtlamalardır. i. M¸şteri talebine gˆre belirlenen ¸r¸n spesifikasyonları ii. Alevlenme limiti v.b. temel g¸venlik konuları iii. H¸k¸met tarafından saptanan atık spesifikasyonları bu t¸r kısıtlamalara ˆrnektir.

İÁ kısıtlamalar: Prosese ve ekipmanların fonksiyonlarına bağlı olan kısıtlamalardır. i. Proses stokiometrisi, dˆn¸ş¸m oranı ve verim ii. Kimyasal denge iii. Sıvı-sıvı ve gaz-sıvı ayırma işlemlerinde faz dengesi iv. Azeotrop karışımlar v. Enerji denkliğinde karşılaşılan kısıtlamalar. ÷rneğin, flash damıtmada olduğu gibi enerji ve k¸tle denkliklerinin birbirini etkilemesi. vi. Ekipman tasarımında karşılaşılan kısıtlamalardır. Kompleks proseslerin detay tasarımı yapılmadan ˆnce basit bir akım şeması oluşturulur. Bu şema tasarım ekibinde Áalışanlar arasında iletişimin kolay sağlanması aÁısından yararlıdır. 3.1 TEMELLER 1. Zaman: HiÁbir tesis s¸rekli olarak işletilemez. Bakım iÁin gerekli ˆnceden planlanmış duruşlar olmalıdır. Ekipmanların temizlenmesi, katalizˆrlerin yenilenmesi, kolon dolgu maddelerinin değiştirilmesi ve benzeri işler bakım zamanlarında yapılır. Duruş s¸relerinin sıklığı ve bu nedenle ortaya Áıkan ¸retim kaybı prosesin t¸r¸ne bağlıdır. «oğu kimya ve petrokimya tesisinde yıllık işletme s¸resi, bir yılın % 90-95 i arasındadır. Genellikle 8000 saat kabul edilir. 2. ÷lÁek faktˆr¸: Akım şemasındaki hesaplamaları prosesde yer alan ekipman sırasına uyarak yapmak kolaylık sağlar. Ham maddeden (girdi) son ¸r¸ne doğru bir yol izlenir. İstenilen ¸retim hızı girdi ¸zerinden değil ¸r¸n ¸zerinden verilir. Bu nedenle hesaplamalar iÁin bir temel seÁilmelidir. ÷rneğin, 100 kmol/st hammadde temel olarak alınabilir. Bu durumda akımların gerÁek değeri; her bir akımı, istenilen ¸retim hızı ¸zerinden hesaplanmış ˆlÁek faktˆr¸yle Áarparak elde edilir. Mol/st ¸r¸n ÷lÁekfaktˆr¸ = 100 kmol hammadde iÁin elde dilen ¸r¸n miktarı (mol)) 3.2 AKIM ŞEMASINDA YER ALAN «EŞİTLİ ‹NİTELER İ«İN YAPILAN HESAPLAMALAR Reaktˆrlerde ve denge kademelerinde, sabit akımların bileşimlerinin hesaplanmasında, enerji ve k¸tle denkliklerinin birlikte kullanılması iÁin izlenen yˆntemler bu bˆl¸mde ˆrneklerle aÁıklanmıştır. ÷rnek-1 Hidrojen gazı ¸retim yˆntemlerinden biri; petrol rafinerilerinde reforming ¸nitesinden Áıkan gaz akımını shift konvertˆr¸nde su-gaz reaksiyonuna sokarak gazlar iÁerisindeki CO ‘i hidrojene dˆn¸şt¸rmektir. CO + H O ⇔ CO + H ∆Ho = − 41197 kJ/kmol 2 2 2 298 Bu ˆrnekte; konvertˆre giren gaz akımının bileşimi ve buhar/gaz oranı bilindiği durumda konvetˆr¸ terkeden akımın bileşiminin hesaplanması istenmektedir. Konvertˆrde, tepkime katalitik ortamda gerÁekleştirilmekte ve Áıkan akımın kimyasal dengeye ulaştığı kabul edilmektedir. Reforming ¸nitesinden Áıkan gaz akımı iÁerisinde kuru gaz ¸zerinden mol olarak; %8,5 CO2 , %11 o CO, %76,5 H bulunmaktadır. Konvertˆre giren akımın sıcaklığı 500 K olup konvertˆre giren 1 2 mol CO başına 3 mol H2O buharı gˆnderilmektedir. Konvertˆrden Áıkan akımın sıcaklığını ve bileşimini hesaplayınız.

2 1 500oK Temel: 100 kmol/st kuru gaz (girdi) Girdi akımındaki su buharı = 3×11 = 33 kmol ; Karbonmonoksidin dˆn¸ş¸m oranı, C ise tepkimeye giren karbonmonoksid mol sayısı, tepkimenin stokiometrisi de gˆz ˆn¸ne alındığında 11C dir. Aşağıda stokiometrik tablo ve bileşenlerin ˆzg¸l ısıları verilmiştir. o Bileşen Girdi akımı, «ıkan akım Cp kJ/kmol K Mol sayısı Mol sayısı A b c d CO 8.5 8.5 + 11C 19.80 7.34 E-2 -5.6 E-5 17.15 E-9 2 CO 11.0 11(1-C) 30.87 -1.29 E-2 27.9 E-6 -12.72 E-9 H O 33.0 33 ñ 11C 32.24 19.24 E-4 10.56 E-6 -13.60 E-9 2 H 76.5 76.5+11C 27.14 9.29 E-3 -13.81 E-6 7.65 E-9 2 Konvertˆrden Áıkan gaz akımının ideal olduğu ve termodinamik dengeye ulaştığı varsayılmaktadır. Ayrıca tepkimenin stokiometrisinden dolayı denge sabiti ¸zerine basıncın etkisi yoktur. Kp = PCO2 PH2 Kp = (8.5 + 11C) (76.5 + 11C) (1) PCO PH2 11(1− C) (33 − 11C) K , aynı zamanda sıcaklığa bir sabittir. «eşitli tepkimelerin sıcaklığa bağlı olarak denge sabitleri p Değişik kaynaklardan yararlanarak bulunabilir. ÷rneğin tepkimenin serbest enerji değişimi , ∆G biliniyorsa, ∆G = -RTlnK bağıntısından yararlanarak hesaplanabilir. Veya termodinamik p * kitaplarında 1/T ; logK şeklinde verilen nomogramlardan yararlanarak bulunabilir . Bu ˆrnekte, p Technical Data on Fuel, Spiers adlı kaynaktan CO + H = CO + H O tepkimesi iÁin sıcaklığa 2 2 2 bağlı olarak verilen K değerleri kullanılmıştır. O nedenle; 1 nolu bağıntı, p 2 ( 121 K – 121) C + ( 935 K + 484 ) C + ( 650 K ñ 363 ) = 0 şeklinde yazılabilir. p p p Tepkime egzoterm olduğu iÁin adyabatik işletim tercih edilmiştir. Soğutma yapılmayıp, dığarıya olan ısı kayıpları en aza indirilecektir. Konvertˆrden Áıkan gazların sıcaklığı da dˆn¸ş¸m oranına bağlı olduğundan, konvertˆr Áıkış sıcaklığı denge bağıntısını ve adyabatik işletim iÁin enerji denkliğini sağlamalıdır. Bu amaÁla aşağıda verilen Áˆz¸m algoritması uygulanabilir. 1. Dˆn¸ş¸m oranı, C iÁin bir varsayım yapılır. 2. Bu dˆn¸ş¸m oranı iÁin 1 nolu bağıntıdan K değeri hesaplanır. p 3. K = F(T) den (termodinamik bağıntılar veya nomogramlardan) T Áıkış sıcaklığı bulunur. p 4. Adyabatik işletim iÁin enerji denkliğinden dışarıya verilen Q ısısı hesaplanır. 5. Q=0 olup olmadığı kontrol edilir. Hesaplamalara (iterasyona) Q=0 olana dek devam edilir. Bilgisayar kullanma imkanınız varsa aşağıda verilen basit enerji denkliği programını kulanarak Áˆz¸m yapınız. Bˆyle bir imkana sahip değilseniz bile programın algoritmasını izleyerek ve hesap

makinesi kullanarak Áˆz¸me ulaşmağa Áalışınız. SonuÁlar: Dˆn¸ş¸m «ıkan akım «ıkan akımın bileşimi, Mol Aktarılan Oranı K .102 Sıcaklığı Isı, Q p o C K CO CO H O H 2 2 2 0.88 1.86 550 1.32 18.18 23.32 86.18 -175268 0.79 3.69 600 2.31 17.19 24.31 85.19 76462 0.68 6.61 650 3.52 15.98 25.52 83.98 337638 Referans sıcaklık 298oK alınmıştır. Yapılan ¸Á iterasyondan sonra Q; T grafiği Áizilerek, Q= 0 iÁin T= 580oK bulunur. C 10 KISA ENERJİ DENKLİĞİ PROGRAMI C 20 SİSTEME VERİLEN veya SİSTEMDEN UZAKLAŞTIRILAN ISI MİKTARININ C 23 HESAPLANMASI 24 COMMON A(10),B(10),C(10),D(10) 25 WRITE(*,*)í ë 26 WRITE(*,*)í ***** ENERJİ ******* ë 27 WRITE(*,*)í Enerji Denkliği Programı ë 28 WRITE(*,*)í 29 WRITE(*,*) í AKIŞ HIZLARI KMOLl/ST, SICAKLIKí, K, REFERANS SICAKLIK 298 Kí 35 WRITE(*,*) 40 WRITE(*,*) í******BİLEŞEN SAYISINI GİRİNİZ*****í 50 READ(*,*) N1 60 WRITE(*,*) ë ISI KAPASİTESİ VERİLER, A+BT+CT**2+DT**3í 70 DO 110 I=1,N1 80 WRITE(*,*) I,í.BİLEŞEN İ«İN A,B,C,D KATSAYILARINI YAZINIZí 90 READ(*,*) A(I) , B (I) , C (I) , D (I) 100 WRITE(*,*)A(I) , B (I) , C (I) , D (I) 110 CONTINUE 120 H4=H5=H6=Q=0 130 WRITE(*,*)í*******SİSTEME GİREN AKIM SAYISINI YAZINIZ****** 140 READ(*,*) S1 150 DO 220 I=1,S1 155 WRITE(*,158) I 158 FORMAT(2X,I5, ëBESLEME AKIMININ SICAKLIGINI VE BİLESEN SAYISINI GIRINIZí) 170 READ(*,*) T1,N2 180 CALL DUYISI(I,T1,N2,H4) 190 WRITE(*,*) ëAKIMIN DUYULAN ISISI= ë ,H4, ëKJ/ST C 200 BESLEME AKIMLARININ TOPLAM DUYULAN ISISI 210 H5=H5+H4 220 CONTINUE 230 WRITE(*,*) ë*****URUN AKIMLARININ SAYISININ YAZINIZ***** 240 READ(*,*) S1 250 DO 320 I=1,S1 260 WRITE(*,*) I,í.URUN AKIMLARI ICIN AKIM SICAKLIGINIí, ëVE BILESEN SAYISINI GIRINIZí 270 READ(*,*) T1,N2

280 CALL DUYISI(I,T1,N2,H4) 290 WRITE(*,*) ëAKIMIN DUYULAN ISISI=í ,H4, ëKJ/STí C 300 URUN AKIMLARININ TOPLAM DUYULAN ISISI 310 H6=H6+H4 320 CONTINUE 330 WRITE(*,*) ë ******REAKSIYON VE FAZ DEGISIM SAYISINI GIRINIZí 340 READ(*,*) N4 345 IF (N4.EQ.0) GOTO 440 350 WRITE(*,*) ë 360 WRITE(*,*) ëTEPKIME ISISI/DUYULAN ISI (KJ/MOL) VE DEGISIMEí, ë UGRAYAN MIKTARI (MOL/ST) GIRINIZí 365 WRITE(*,*) ëSISTEMDE ACIGA CIKAN ISI POZITIF OLARAK ALINACAKí 366 WRITE(*,*) ëABSORBLANAN ISI NEGATIFí 370 DO 420 I=1,N4 380 WRITE(*,*) ëBIR SONRAKI TEPKIME/FAZ DEGISIMIí 390 READ(*,*) R,F2 400 H7=F2*R 410 Q1=Q1+H7 420 CONTIUE C 430 ISI DENKLIGI 440 Q=H6-H5-Q1 450 IF (Q.LT.0) GOTO 480 460 WRITE(*,*) ëSISTEME VERILMESI GEREKEN ISI MIKTARI=í ,Q,íKJ/STí 470 GOTO 490 480 WRITE(*,*) ëSISTEMIN DISARIYA VERDIGI ISI MIKTARI=í ,-Q,íKJ/STí 490 WRITE(*,*) ëTEKRAR HESAPLAMA YAPMAK ISTERMISINIZ?í ëEVET ISE 1 HAYIR ISE 0 GIRINIZ 500 READ(*,*) P1 510 IF (P1.EQ.0) GOTO 530 520 GOTO 120 530 STOP 535 END C ALT PROGRAM C 540 AKIMLARIN DUYULAN ISILARININ HESAPLANMASI 545 SUBROUTINE DUYISI (I, T1, N2, H4) 550 WRITE(*,*) ëHER BIR BILEŞEN ICIN BILESEN NUMARASINI VEí ë AKIS HIZINI (KMOL/ST) GIRINIZí 560 H4=0 570 DO 660 I1=1,N2 580 WRITE(*,*) ëBIR SONRAKI BILESENí 590 READ(*,*) J,F 600 WRITE(*,*) ëBILESENí,J,í AKIS HIZIí ,F C 610 ISI KAPASITESI ESITLIGI 620 H1=A(J)*(T1-298)+B(J)*(T1**2-298**2)/2 630 H2=C(J)*(T1***3-298***3)/3+D(J)*(T1**4-298**4)/4 640 H3=F*(H1+H2) 650 H4=H4+H3 660 CONTINUE 670 RETURN 680 END

Örnek 2 Bu örnekte, kütle denkliği hesaplamalarında faz dengesi bağıntılarının (buhar-sıvı) kullanılması amaÁlanmıştır. Etilenin oksihidroklorinasyonu ile dikloroetan (EDC) ¸retiminde reaktˆr¸ terk eden ¸r¸n karışımına seyreltik hidroklorik asit karıştırılarak reaksiyon durdurulur. Bu işleme QUENCH (sˆnd¸rme), işlemin yapıldığı ekipmana ise QUENCH KULESİ adı verilir. Quench kulesinden Áıkan gaz akımı bir yoğuşturucuya gˆnderilerek burada yoğunlaşmayan gaz akımı reaktˆre devir ettirilir. Reaktˆr Quench kulesi Yoğuşturucu (‹r¸n) 4 bar basınÁ altında işletilen yoğuşturucuya giren gaz akımının ˆzellikleri aşağıda verilmiştir. Yoğuşturucuyu terk eden akımların bileşimlerini hesaplayınız. 1 1 3 Gaz Girişi Geri dˆnen gaz EDC 6350 kg/st Etilen 150 2 İnertler 6640 Su 1100 Kısmi Yoğuşturucu o o 35 C Sıcaklık 95 C Kondensat EDC akımı bazı organik safsızlıkları ve eser miktarda HCl iÁermektedir. Inertler esas olarak N2, CO, O dir. 2 «ˆz¸m : Bir yoğuşturucuda Áıkış akımının bileşimini hesaplamak iÁin Áıkış sıcaklığında gaz ve sıvı akımlarının dengede olduğu varsayılır. Saf sıvıların buhar basınÁları Antoine eşitliğinden hesaplanarak «izelge-1 de verilmiştir. Buhar basınÁlarından gˆr¸ld¸ğ¸ gibi EDC ve suyun buhar basınÁları Áok k¸Á¸k olduğu iÁin tamamen yoğuşacakları ve etilenin buhar fazda kalacağı sˆylenebilir. Bununla birlikte, etilenin yoğuşan EDC iÁinde Áˆz¸nme eğilimi vardır. İlk deneme olarak etilenin tamamının gaz fazda olduğu yani EDC iÁinde hiÁ Áˆz¸nmediği varsayılarak yoğuşturucuyu terkeden akımlardaki bileşenlerin akış hızları mol/st olarak «izelge-2 de verilmiştir. «izelge-1 «izelge-2 Buhar basınÁları Akış hızları 35OCíde Mol Akış hızı Bileşen Pio, bar ağırlığı Kmol/st EDC 0.16 99 64 Etilen 70.7 28 5.4 * H O 0.055 18 61 2 İnert gazlar 32 208 * * Yoğunlaşmayan ve gaz fazda kalan bileşenlerin toplam akış hızı 5.4 + 208 = 213.4 mol/st

Yoğunlaşmayan bileşenler (etilen ve inertler) bağlantı bileşeni olarak alınır. Gaz fazın ideal olduğu ve yoğuşmuş olan EDC ve Suyun birbirleri ile karışmadığı kabul edilir. (Yoğuşmayanların kısmi basıncı) = Toplam basınÁ – EDCínin buhar basıncı + Suyun buhar basıncı = 4 – 0.16 – 0.055 = 3.79 bar EDC’ nin buhar basıncı Buhar iÁindeki EDCínin akış hızı = (Yoğuşmayanların akış hızı) Yoğuşmayanların kısmi basıncı 016. = 213.4 = 9 kmol/st 379. 0.055 Benzer şekilde buhar fazdaki suyun akış hızı = 213.4 = 3.1 kmol/st 379. Bu hesaplamaların sonucu olarak gaz akımının bileşimi aşağıdaki Áizelgede verilmiştir. Kmol/st % mol kg/st EDC 9 4.0 891 H O 3.1 1.4 56 2 Inertler 208 92.3 6640 C H 5.4 2.3 150 2 4 Etilenin Áˆz¸n¸rl¸ğ¸n¸n kontrol edilmesi: 2.3 Etilenin kısmi basıncı = (toplam basınÁ).(mol kesri) = 4 = 0.092 bar 100 EDC ve C H í¸n ideal Áˆzelti olduğu varsayılarak sıvı iÁinde Áˆz¸nm¸ş olan etilenin mol kesri 2 4 Raoult Yasasıíndan hesaplanabilir X P O 2.3 X 70.7 A A A yA = . yA = gaz faz mol kesri = P 100 4 XA = sıvı faz mol kesri O -3 PA = doygun buhar basıncı XA = 1.3 x 10 P = toplam basınÁ Bˆylece sıvıdaki etilen miktarı = (kmol EDC ) XA = (69 – 9) 1.3 10 -3 = 0.07 kmol/st SonuÁta gaz fazda kmol etilen = 5.4 – 0.07 = 5.33 kmol/st Bu, hesaplanan değerden biraz farklıdır ve yoğuşmuş veya Áˆz¸nm¸ş etilenin olmadığı başlangıÁ varsayımının geÁerli olduğunu gˆsterir; ˆzetle sıvı fazdaki etilen eser miktardadır.

Kütle denkliği sonuçları. Akış hızları (kg/st) Akım No 1 2 3 Kondenser Kondensat Geri dˆnen gaz Bileşen beslemesi EDC 6350 5459 891 H O 1100 1044 56 2 Etilen 150 Eser 150 Inertler 6640 – 6640 Toplam 14,240 6503 7737 Sıcaklık OC 95 35 35 BasınÁ Bar 4 4 4 ÷rnek .3 Bu ˆrnekte, bileşen k¸tle dengesi hesaplamalarında sıvı-sıvı faz dengesinin kullanılması aÁıklanmıştır. ÷rnek.2íde tanımlanan kondenserden Áıkan kondensat akımı, yoğuşmuş su ve dikloretanı (EDC) ayırmak iÁin bir dekantˆre beslenmektedir. Dekantˆr Áıkış akımının bileşimini hesaplayınız. 2 Su fazı 1 Besleme EDC 5459 kg/st Su 11075 kg/st Organik faz 3 «ˆz¸m : Dekantˆr¸ terk eden akımların dengede olduklarını varsayalım. 20 OC ëde bileşenlerin Áˆz¸n¸rl¸kleri EDCínin su iÁindeki Áˆz¸n¸rl¸ğ¸ 0.86 kg /100 kg Suyun EDC iÁindeki Áˆz¸n¸rl¸ğ¸ 0.16 kg/ 100 kg Su fazı iÁinde az miktarda Áˆz¸nm¸ş HCl asitde bulunur fakat EDCínin seyreltik HCl Áˆzeltisi iÁindeki Áˆz¸n¸rl¸ğ¸ bilinmediği iÁin EDCínin su iÁerisinde Áˆz¸n¸rl¸ğ¸ kullanılacaktır. EDC ve Su iÁindeki Áˆz¸n¸rl¸kleri k¸Á¸k olduğundan, denklemleri kurarak ve Áˆzerek bilinmeyen derişimleri hesaplamak yerine uygun bir yaklaşım yapmak kolaylık sağlar. Ilk yaklaşım Organik fazın akış hızı = Dekantˆre giren EDC akış hızı ( Dekantˆre giren EDCínin tamamının organik faza geÁtiği varsayılıyor )

0.16 EDC iÁinde Áˆz¸nm¸ş su miktarı = × 5459 = 8.73kg/st 100 Dekantˆr¸ terkeden su miktarı = 1075 ñ 8.73 = 1066.3 kg/st 1066.3 Sıvı faz iÁerisinde Áˆz¸nm¸ş EDC miktarı = × 0.86 = 9.2 kg/st 100 Organik fazın akış hızı tekrar hesaplanırsa = 5459 – 9.2 = 5449.8 kg/st Organik faz iÁerisindeki su miktarı = (5449.8/100) x 0.16 = 8.72 kg/st Gˆr¸ld¸ğ¸ gibi sonuÁ ilk yaklaşımdan Áok farklı değildir. SonuÁlar: Akım no 1 2 3 Bileşen Dekantˆre Giren akım Organik Faz Sulu Faz EDC 5459 5449.8 9.2 H O 1075 8.7 1066.3 2 Toplam 6534 5458.5 1075.5

÷rnek. 4 NİTRİK ASİT ‹RETİM PROSESİ Bu ˆrnekte, Áeşitli proses ¸niteleri iÁeren nitrik asit ¸retim prosesi iÁin k¸tle ve enerji denkliklerinin kurulması ve bilgisayar kullanılmaksızın, hesap makinasıyla yapılan Áˆz¸m¸ aÁıklanmıştır. AmaÁ; Susuz amonyaktan Áıkarak yılda 20 000 ton %100 saflıkta nitrik asit ¸retmek ve daha sonra bu asidi %50-60 sulu Áˆzeltisi haline getirmektir. Proses iÁin akım şemasının Áizilmesi isteniyor (tabi ki k¸tle ve enerji denkliklerinin sonuÁlarını da iÁeren bir akım şeması). Nitrik asit ¸retimi; esas olarak, amonyağın oksidasyonuyla oluşan gazlar iÁerisindeki azot monokisidin suyla absorbe edilerek nitrik asite dˆn¸şt¸r¸lmesinden ibarettir. Kaynaklarda, nitrik asit ¸retimi iÁin ¸Á değişik proses ˆnerilmktedir. Bunlar; 1. Atmosferik basınÁta oksidasyon ve absorbsiyon, 2. Y¸ksek basınÁta oksidasyon ve absorbsiyon (yaklaşık 8 atm) 3. Atmosferik basınÁta oksidasyon ve y¸ksek basınÁta absorbsiyon. Bu Áalışmada 2 nolu alternatif yani y¸ksek basınÁta oksidayon ve absorbsiyoníun yapıldığı proses tercih edilmiştir. BaşlangıÁ olarak, sadece prosesde yer alan ekipmanları gˆsteren ve blok diagramlarla Áizilmiş bir akım şeması oluşturulur. Hava Hava Su ‹r¸n NH3 ∼ % 60 HNO3 Buharlaştırıcı Reaktˆr Atık ısı kazanı Yoğuşturucu Absorbsiyon kolonu Reaksiyonlar: 5 3 o Reaksiyon 1. NH g + O g → NOg + H Og ∆H 298 = − 226 334 kJ/kmol 3 4 2 2 2 3 1 3 o Reaksiyon 2. NH g + O g → N g + H Og ∆H 298 = − 316 776 kJ/kmol 3 4 2 2 2 2 2 3 5 3 o Reaksiyon 3. NH g + NO g → N g + H Og ∆H 298 = − 452435 kJ/kmol 3 2 4 2 2 2 Kaynaklarda, reaktˆrde (oksidasyon kamarasında), Platin-Rodyum katalizˆr kullanıldığı taktirde seÁimlilik yˆn¸nden 1 nolu reaksiyonun veriminin y¸ksek olduğu (yaklaşık %95-96) belirtilmektedir. «ˆz¸m: Akım şeması iÁin; literat¸rden yararlanarak, aşağıdaki veriler hesaplamalar iÁin temel alınmıştır. 1. Yıllık işletme s¸resi 8000 saat. 2. Prosesin verimi, amonyak ¸zerinden %94 3. Reaktˆrde verim %96 4. ‹retilecek nitrik asidin derişimi ağırlıkÁa %58 5. Atık gazlar iÁerisinde hacımca % 0,2 NO bulunmaktadır.

K¸tle denklikleri iÁin temel olarak reaktˆre giren amonyak = 100 kmol olarak alınır. Oksidasyon ¸nitesi: NH 1 3 4 3 Hava 2 1 nolu tepkimenin verimi %96 olduğuna gˆre; oluşan NO = 100 x (96/100) = 96 kmol gerekli oksijen = 96 x (5/4) = 120 kmol oluşan su = 96 x (3/2) = 144 kmol Girdideki amonyağın %4 ¸ ise 2 nolu tepkimeyle azot oluşumu iÁin t¸ketilmektedir. 1 mol azot oluşumu iÁin 3/2 mol oksijen t¸ketilir. Oluşan azot miktarı = 4/2 = 2 kmol Gerekli oksijen miktarı = 2 x 3/2 = 3 kmol Oluşan su miktarı = 3 x 2 = 6 kmol Oluşan toplam su miktarı = 144 + 6 = 150 kmol Stokiometrik oksijen miktarı = 120 + 3 = 123 kmol Oksidasyon ¸nitesine gˆnderilen girdi karışımı iÁerisindeki amonyak derişimi %12 nin ¸zerinde olduğunda patlama tehlikesi olabilir. O nedenle karışım iÁerisindeki amonyak derişimi hacımca %11 in ¸zerinde olmamalıdır. Girdi iÁerisindeki fazla hava sayesinde 1 nolu tepkimeyle oluşan NO de NO2 ye y¸kseltgenir. 1 o NO (g) + O2 → NO 2 (g) ∆H 298 = 57120 kj / mol (4) 2 Girdideki amonyak derişim hacımca %11 alınırsa, Girdideki hava miktarı = 100 x (100/11) = 909 kmol Oksijen miktarı = 909 x (21/100 = 191 kmol Azot miktarı = 909 x (79/100) = 718 kmol Tepkimeye girmeyen oksijen miktarı = 191 ñ 123 = 68 kmol ‹r¸n akımı iÁerisindeki azot miktarı = 718 + 2 = 720 kmol Oksidasyon ¸nitesi iÁin akım şeması 1 NH3 2 hava 3 girdi 4 ¸r¸n kmol kg kmol kg kmol kg kmol kg NH 100 1700 100 1700 0 3 NO 0 96 2880 H O eser 150 2700 2 O 191 6112 191 6112 68 2176 2 N 718 20104 718 20104 720 20016 2 Toplam 100 1700 909 1009 27916 1034 27916

Yukarıdaki akım şeması hazırlanırken; giren hava akımı iÁerisindeki su eser miktarda olduğu iÁin ihmal edilmiştir. Aynı şekilde ¸r¸n akımı iÁerisindeki NO2 miktarı da Áok az olduğu iÁin ihmal edilmiştir. Atık ısı kazanı ve yoğuşturucu iÁin k¸tle denklikleri: Oksidasyon ¸nitesinden Áıkan gazların sıcaklığı, atık ısı kazanı (WHB) ve yoğuşturucu ¸nitelerinden geÁirilerek d¸ş¸r¸l¸r. Atık ısı kazanında herhangi bir akım ayrılması olmadığı iÁin giren ve Áıkan akımın bileşimleri ve toplam k¸tlesel akış hızları biribirine eşittir. O nedenle WHB iÁin k¸tle denkliği yapılmasına gerek yoktur. Ancak giren akım iÁerisinde bulunan NO ortam sıcaklığı azaldıkÁa NO2 ye oksitlenir. Yoğuşturucudan Áıkıncaya kadar oksidasyon tamamlanarak NO in tamamı NO2 ye dˆn¸şm¸ş olur. Yoğuşturucuya giren gaz akımı iÁerisindeki su da yoğunlaşarak ağırlıkÁa %40-50 HNO3 iÁeren seyreltik nitrik asit Áˆzeltisi oluşturur. Yoğuşturucu iÁin k¸tle denkliği hesaplamaları aşağıda gˆsterilmiştir. 5 6 7 5 nolu akımın bileşimi, reaktˆrden Áıkan 4 nolu akımın bileşimi ile aynıdır. o o Yoğuşturucudan Áıkan akımın sıcaklığı 40 C , soğutma suyunun maksium sıcaklığı 30 C ve ¸niteden Áıkan sıvı akım ağırlıkÁa %45 lik nitrik asit olsun. Yoğuşturucuyu terkeden gaz ve sıvı akımlarının yoğuşturucu Áıkış sıcaklığında dengede olduklarını kabul ederek, yoğuşturucuyu terkeden gaz akımının bileşimini hesaplayabiliriz. 40o C de %45 nitrik asit iÁeren suyun buhar basıncı 29mmHg dır (Perry, Chemical Engineers Handbook, 5.baskı, s.3-65). Yoğuşturucunun toplam basıncı ise 8 atm olsun. -3 ‹niteden Áıkan gaz akımı iÁerisindeki suyun mol kesri = Pi/P= 29 / (8×760) = 4,77×10 İlk yaklaşım olarak, ¸niteye giren akım iÁerisindeki suyun tamamının yoğunlaştığını varsayarsak = 150 kmol = 2700 kg su yoğunlaşır. NO2 , aşağıdaki tepkimeye gˆre suyla birleşerek %45 lik nitrikasit oluşturur. 3NO 2 + H 2 O → 2HNO 3 + NO (5) Hesaplamalarda kolaylık sağlamak amacıyla yoğuşturucuyu terkeden sıvı akım (kondensat) iÁerisinde 100 kmol HNO3 olduğunu temel olarak kabul edelim. 5 nolu tepkimeye gˆre; 100 kmol HNO3 oluşması iÁin gerekli su miktarı = 50 kmol = 900 kg 100 kmol HNO3 in k¸tlesi = 100 x 63 = 630 kg 630 kg asidi %45 lik olacak şekilde seyreltmek iÁin gerekli su miktarı = (6300 x 55) / 45 = 7700 kg Seyreltik asit elde etmek iÁin gerekli toplam su miktarı = 900 + 7700 = 8600 kg Şimdi başlangıÁtaki temele gˆre (girdide 100 kmol NH3) hesaplama yapalım.

Oluşan HNO = (Girdideki her 100 kmol NH başına oluşan su miktarı) 3 3 ( Oluşan 100 kmol HNO3 i %45 lik Áˆzelti haline getirmek iÁin gerekli su miktarı) = 100 x (2700/8600) = 31,4 kmol 5 nolu tepkimeyle t¸ketilen NO2 miktarı = 31,4 x (3/2) = 47,1 kmol Tepkimeye giren NO miktarı = 31,4 x(1+2) = 15,7 kmol Tepkimeye giren su miktarı = 15,7 kmol Yoğunlaşan, fakat NO2 ile tepkimeye girmemiş olan su miktarı = 150 ñ 15,7 = 134,3 kmol Yoğuşturucudan Áıkan gaz akımı iÁerisindeki NO miktarı, yoğuşturucuya giren akım iÁerisindeki NO ve NO2 miktarları ile akımın yoğuşturucuda kalma s¸resine bağlıdır. «ˆz¸m¸ basitleştirmek amacıyla bu ayrıntıları gˆz ardı ederek, yoğuşturucudan Áıkan gaz akımı iÁerisindeki NO miktarını, kondensat iÁerisinde absorplanarak HNO oluşturan NO miktarına eşit alabiliriz.Bu nedenle 3 2 Yoğuşturucudan Áıkan gaz akımı iÁerisindeki NO miktarı = 15,7 kmol Yoğuşturucudan Áıkan gaz akımı iÁerisindeki tepkimeye girmemiş oksijen miktarı, yoğuşturucuda azot oksitler ve oksijen iÁin k¸tle denklikleri yapılarak hesaplanır. Azot oksitler iÁin k¸tle denkliği: ‹niteye giren toplam NO + NO2 miktarı = 4 nolu akımdaki NO miktarı = 96 kmol Bunun 31,4 kmol ¸ HNO3 olarak ¸niteyi terkeder. Bu nedenle yoğuşturucudan Áıkan gaz akımı iÁerisindeki toplam NO + NO2 miktarı = 96 ñ31,4 = 64,6 kmol Bunun 15,7 kmol ¸n¸n NO olduğu varsayılırsa Áıkan gaz akımı iÁerisindeki NO2 miktarı = 64,6 ñ 15,7 = 48,9 kmol Oksijen iÁin k¸tle denkliği; Tepkimeye girmemiş oksijen miktarı x kmol olsun. ‹niteden Áıkan oksijen miktarı = 6 nolu akımdaki oksijen miktarı + 4 nolu asit akımındaki oksijen miktarı  NO   3 H O  = + NO2 + x + HNO3 + 2 = (171 + x ) kmol  2   2 2      15,7   3 134,3 =  2 + 48,9 + x +  2 31,4 + 2  = (171 + x ) kmol    ‹niteye giren oksijen miktarı = 5 nolu akımdaki oksijen miktarı  NO 96 150  = + O + H O = + 68 + = 191kmol  2 2 2 2 2   Oksijen denkliği 191 = 171 + x Tepkimeye girmeden ¸niteyi terkeden oksjen miktarı, x = 20 kmol Yoğuşturucuya giren akım iÁerisindeki su buharının ne kadarının yoğunlaşıp ne kadarının buhar fazda kaldığını hesaplayabilmek iÁin; bir ˆn deneme olarak su buharının tamamının yoğunlaştığını varsayalım.

Yoğuşturucuyu terkeden akım iÁindeki su miktarı = Suyun mol kesri x Toplam akış hızı Bu akımın toplam akış hızı (su buharı hariÁ) = 804,6 kmol -3 Suyun bu akım iÁerisindeki mol kesri = 4,77×10 -3 Su buharı miktarı = 4,77×10 x 804,6 = 3,8 kmol Yoğunlaşan su buharı miktarı = 134,3 ñ 3,8 = 130,5 kmol 6 nolu akımdaki su miktarı = 3,8 kmol = 68,4 kg 7 nolu akımdaki su miktarı = 134,3 ñ 3,8 130,5 kmol = 2349 kg 6 ve 7 nolu akımların akış hızları kmol ve kg olarak aşağıdaki Áizelgede ˆzetlenmiştir. Akım no 6 (gaz akımı) 7 (asit akımı) Bileşen kmol kg kmol kg NO 15,7 471 Eser NO 48,9 2249,4 Eser 2 O 20,0 640 – 2 N 720 20160 2 HNO – – 31,4 1978,2 3 H O 3,8 68,4 130,5 2349,0 2 Toplam 23588,4 4327,2 «ıkan akımlar; 6 ve 7 nolu akımların toplam akış hızı = 23588,4 + 4327,2 = 27915,6 kg Giren akımın toplam akış hızı = 4 nolu akımın akış hızı = 27915 kg Absorbsiyon ¸nitesi: Absorbsiyon ¸nitesinde; bu ¸niteye giren gaz akımı iÁerisindeki NO su ile absorblanarak, ağırlıkÁa 2 %60 lık nitrikasit Áˆzeltisi oluşturulur. Giren akım iÁerisindeki oksijen miktarı ise, NO yi NO2 ye y¸kseltgeyecek miktarda olmalıdır. Oksidasyon tepkimesinin hızı ortamdaki oksijen derişimine bağlıdır. Bu istenilenleri sağlayabilmek amacıyla, absorbsiyon ¸nitesini terkeden atık gazlar (tail gas) iÁerisindeki oksijen miktarını % 3 civarında tutmak gerekir. Atık gazlar 6 nolu akımın bileşiminden yararlanarak; ¸niteye giren akımdaki NO miktarı = 15,7 kmol oksijen miktarı = 20 kmol

Bu akım iÁerisindeki NO/NO oranının kesin olarak bilinmemesi gerekli oksijen miktarının 2 hesaplanmasına etki etmez. Giren akım iÁindeki azotmonoksidi NO2 ye okside etmek iÁin gerekli oksijen miktarı (4 nolu tepkimeden yararlanılarak) = 15,7 / 2 = 7,85 kmol d¸r. Dolayısıyla giren akım iÁerisindeki serbest oksijen miktarı = 20 ñ 7,85 = 12,15 kmol (4) ve (5) nolu tepkimelerin toplamı absorbsiyon ¸nitesinde NO den HNO ¸retimi amacıyla 2 3 kullanılan tepkimeyi verir . Bu da (6) nolu tepkime olarak aşağıda gˆsterilmiştir. 4NO 2 + 2H 2 O + O 2 → 4HNO 3 (6) Bu tepkimeden yararlanarak, absorbsiyon ¸nitesinde NO i okistlemek iÁin gerekli oksijen miktarı hesaplanabilir. NO in oksidasyonu iÁin gerekli oksijen miktarı = 6 nolu akımdaki (NO + NO2 )miktarı x (1/4) = (48,9 + 15,7) x (1/4) = 16,15 kmol Giren hava akımı iÁerisinde 12,15 kmol oksijen olduğuna gˆre buna ilave olarak absorbsiyon ¸nitesine 16,15 ñ 12,15 = 4 kmol oksijen gˆnderilmelidir. Bu oksijen, ikincil hava akımı kullanılarak gˆnderilir. Absorbsiyon ¸nitesine ëyí mol ikincil hava akımı gˆnderilirse, bu akım iÁerisinde 0,21y kmol oksijen olacaktır. Bu oksijenin 4 kmol ¸ NO in oksidasyonu iÁin t¸ketilecek ve atık gazlar iÁerisindeki oksijen miktarı = 0,21y ñ 4 kmol olacaktır. Azot , absorbsiyon ¸nitesinde hiÁbir değişime uğramayacağı iÁin; Atık gazlar iÁerisindeki azot miktarı; absorbsiyon ¸nitesine yoğuşturucudan gelen akım iÁerisindeki azot miktarı ile ikincil hava iÁerisindeki azot miktarlarının toplamına eşittir. Atık gazdaki azot miktarı = 720 + 0,79y kmol Atık gaz akımı iÁerisinde sadece oksijen ve azot bulunduğunu, diğer bilenşenlerin miktarının ihmal edilecek kadar az olduğunu kabul edersek, bu akım iÁerisindeki oksijen y¸zdesi, ( ) 0,21y − 4 100 % O2 = 3 = y = 141,6 kmol (720 + 0,79y ) + (0,21y − 4) Atık gaz akımı iÁerisindeki oksijen miktarı = 141,6 x 0,21 ñ 4 = 25,7 kmol Atık gaz akımı iÁerisindeki azot miktarı = 141,6 x 0,79 + 720 = 831,8 kmol Atık gaz akımı iÁerisindeki NO miktarının %0,2 olduğunu kabul edersek Atık gaz akımı iÁerisindeki NO miktarı = Toplam gaz akış hızı x 0,002 = (831,8 + 25,7) x 0,002 = 1,7 kmol Absorbsiyon ¸nitesine gˆnderilen ikincil hava miktarı, t¸m azot oksitlerin bu ¸nitede absorblandığı varsayımına dayanılarak yapılmıştı. Gˆr¸ld¸ğ¸ gibi bu akım iÁerisinde 1,7 kmol de NO bulunmaktadır. Bu koşullarda yapılacak hesaplamaların sonucu atık gaz akımı iÁerisindeki oksijen derişiminin Áok fazla değişmesine neden olmasa bile k¸tle denklikleri, NO de gˆz ˆn¸ne alarak tekraralanmalıdır. Tepkimeye girmemiş oksijen miktarı 4 ve 6 nolu tepkimelerden yararlanılarak hesaplanır. 1,7 kmol NO okside olmamış ve absorblanmamıştır. Buna gˆre, Atık gaz akımı iÁerisindeki oksijen miktarı = 25,7 kmol + 1,7 ( 1/4 + ½) = 27,0 kmol

Atık gazlar, absorbsiyon kolonuna gˆnderilen su akımının kolona giriş sıcaklığında su ile doygun hale geÁeceklerdir. Su giriş sıcaklığı 25oC ise bu sıcaklıkta suyun kısmi basıncı = 0,032 atm dir. Absorbsiyon ¸nitesinin basıncı takriben 8 atm olup -3 Suyun mol kesri = 0,032 / 8 = 4.10 -3 Atık gaz akımı iÁerisindeki su buharı miktarı = (831,8 + 25,7) x 4.10 = 3,4 kmol Absorplanan azot oksitlerin miktarı = (48,9 +15,7) – 1,7 = 62,9 kmol = 3962,7 kg 62,9 6 nolu tepkimeden yararlanılarak, gerekli stokiometrik su miktarı = ( 2 ) = 31,5 kmol 4 Absorbsiyon ¸nitesinden Áıkan asit akımının derişiminin ağırlıkÁa %60 olmasını istersek, seyreltme iÁin gerekli su miktarı = (3962,7 / 0,6) x 0,4 = 2641,8 kg = 146,8 kmol Gerekli toplam su miktarı = 31,5 + 146,8 + 3,4 ñ 3,8 = 177,9 kmol Buraya kadar yapılan hesaplamaların sonucu olarak 8, 9, 10, 11, 12 nolu akımların akış hızları ve bileşimleri bir sonraki sayfadaki Áizelgede ˆzetlenmiştir. Yapılan hesapları kontrol etmek amacıyla; (6) + (8) = (9) ve (9) + (11) = (10) + (12) olup olmadığını kontrol ediniz. ‹retilen asit miktarı: Yoğuşturucudan gelen HNO3 = 31,4 kmol =1978,2 kg H2O = 130,5 kmol = 2349,0 kg Absorbsiyon ¸nitesinden gelen HNO3 = 62,9 kmol = 3962,7 kg H2O = 130,5 kmol = 2641,8 kg Toplam HNO3 = 1978,2 + 3962,7 = 5940,9 kg H2O = 2349,0 + 2641,8 = 4990,8 kg 10931,7 kg Asit karışımının derişimi = (5940,9 / 10931,7) x100 = 54 %

8, 9, 10, 11, 12 nolu akımların ˆzellikleri. Akım İkincil Hava (8) Giren Akım (9) Asit akımı (12) Atık gaz (10) Bileşen kmol kg kmol kg kmol kg kmol NO – – 15,7 471,0 – – 1,7 51 NO – – 48,9 2249,4 Eser – – 2 N 29,7 950,4 49,7 1590,4 – – 27,0 8 2 O 111,8 3130,4 831,8 23290,0 – – 831,8 232 2 HNO – – – – 62,9 3962,7 – 3 H O eser – 3,8 68,4 146,8 2641,8 3,4 61 2 Toplam 4080,8 27669,2 6604,5 242

13 nolu asit akımının bileşimi; 13 Asit akımı kmol kg HNO 94,3 5940,3 3 H O 277,3 4990,8 2 Toplam 10931,7 T¸m proses verimi: T¸m proses iÁin azot denkliğinden yararlanarak proses verimini hesaplayabiliriz. ‹retilen HNO3 iÁerisindeki azot mol sayısı 94,3 / 2 Verim = = = 94,3 % Girdi NH3 iÁerisindeki azot mol sayısı 100 / 2 İstenilen ¸retim kapasitesi iÁin ˆlÁek b¸y¸tme: ‹retim kapasitesinin 20000 t/yıl (%100 HNO3 ) olması istenmekte ve yıllık Áalışma s¸reside 8000 saat olduğuna gˆre kapasite 20000/8000 = 2500 kg/st dir. Yukarıda yapılan hesaplamalar sonucu 100 kmol NH girdi olarak kullanıldığında 5940,9 kg HNO 3 3 ¸retilebileceğini saptamıştık. Buna gˆre, ÷lÁek faktˆr¸ = (2500) / (5940,9) = 0,4208 Bu değeri yaklaşık = 0,43 olarak alabiliriz. Yukarıdaki Áielgelerde verilen t¸m akış hızları bu faktˆrle Áarpılarak istenilen kapasite iÁin akım şeması oluşturulur. ÷rneğin yoğuşturucudan Áıkan 6 nolu akım iÁin değerler aÁşağıda verilmiştir. Temel 100 kmol NH ÷lÁek Temel: 20000 t/yıl 3 kg faktˆr¸ kg/st NO 471 202,5 NO 2249,4 967,2 2 O 640 x 0,43 = 275,2 2 N 20160 8668,0 2 H O 68,4 29,4 2 Toplam 23588,4

Nitrik asit prosesi iÁin enerji denklikleri Temel: 1 saat Kompresˆr Kompresˆr g¸c¸ ve enerji gereksinimi hesabı: 13027,7 Giriş akış hızı, (akım şemasından) = = 0,125kmol / s 29 × 3600 Hacimsel akış hızı 288 o 3 Giriş koşullarında, 15 C, 1bar = 0,125 × 22,4 × = 2,95m / s 273 Şekil 3.6 dan bu akış hızı iÁin Ep=%74 olan santrif¸j kompresˆr kullanılabilir.  n − 1  n  P  n  m İş (kmol başına) = z T R  2  − 1  P  2 1 1 n − 1 P   «ıkış sıcaklığı, T = T   2 1  1   P1    , γ − 1 1 1 4− 1 m = n = , m = = 0 39 , , γEp 1− m 1 4× 0 74 Hava iÁin γ = 1,4 alınabilir Hava giriş sıcaklığı ortam sıcaklığında olacaktır T o = 15 C 1 1 n = = 1,64 1− 0,39 T2 = 288×80,39 =648 K Bu değer oldukÁa y¸ksektir ve iÁ soğutmaya gereksinim olacaktır. Kompresˆrleri ikiye bˆld¸ğ¸m¸z¸ ve her bˆl¸mde eşit iş olduğunu kabul edelim. İÁ soğutma gazı Áıkış sıcaklığı 60 oC olsun ( ki bu sıcaklık, 30 oC daki normal soğutma suyuna makul bir yaklaşım verir). Eşit iş iÁin her bˆl¸mde iÁ kademe basıncı P Áıkış = 8 = 2,83 P giriş

o 1,64  1, 64− 1  Birinci bˆl¸mişi,giriş 15 C = 1× 288× 8,314× (2,83) 1, 64 − 1 = 3072,9 kJ / kmol 1,64− 1  o 1,64  1, 64− 1  İkinci bˆl¸mişi,giriş 60 C = 1× 333× 8,314× (2,83) 1, 64 − 1 = 3552,6 kJ / kmol 1,64− 1  Toplam iş = 3072,9+3552,6=6625,5 kJ/kmol Saatte gerekli enerji = 1,12×3600 = 4032 MJ iş / mol × mol / s 6625 5 × 0 125× 103 , , Kompresˆr g¸c¸ = = = 1119 kJ / s = 1.12 MW etkinlik 0 74 , 0,39 o Kompresˆr Áıkış sıcaklığı = 333(2,83) = 500 K = 230 C Bu sıcaklık reaktˆre ˆn ısıtma yapmaya gerek duyulmayacak yeterlilikte y¸ksek olduğundan, besleme reaktˆre doğrudan yapılabilir. Amonyak Buharlaştırıcı Amonyak sıvı olarak basınÁ altında depolanacaktır. 8 atm de doygunluk sıcaklığı 20 oC dır. Beslemenin buharlaştırıcıya ortam sıcaklığında, 15 oC, yapıldığını kabul edelim. 8 bar da spesifik ısı = 4,5 kJ/kgK 8 bar da gizli ısı = 1186 kJ/kg Buharlaştırıcıya giriş hızı = 731 kg/st Sıcaklığı 20 oC’a y¸kseltmek ve buharlaştırmak iÁin gerekli giriş ısısı = 731,0[ 4,5(20-15) + 1186 ] = 883413,5 kJ/st Isı kayıpları iÁin %10 fazlasının eklenmesiyle = 1,1×883413,5 = 971754,9 kJ/st ≈972 MJ/st Karışma noktası Hava 11272,9 kg/st o 230 C t 3 NH buharı 731,0 kg/st 3 20 oC C hava = 1 kJ/kgK p C amonyak buharı = 2,2 kJ/kgK p

Karışma noktası etrafında enerji denkliği 11272,9× 1(230 – t )+731,0×2,2(20 – t ) = 0 3 3 o t3 = 204 C Oksitleyici Adyabatik işlem olduğu kabul edilerek ENERGY1 programının kullanılmasyıla Áıkış sıcaklığı bulunabilir. Ya da sisyemde adyabatik durumda enerji denkliği yazılır ve bu denklem Matlabída, fsolve Matlab komutu yardımıyla Áˆz¸l¸r. Enerji denkliğinde kullanılacak veriler aşağıda verilmiştir. ∆Ho reaksiyon 1 = -226334 kJ/kmolNH r 3 ∆Ho reaksiyon 2 = -316776 kJ/kmolNH r 3 B¸t¸n reaksiyon verimi kayıplarına reaksiyon 2 nin neden olduğunu kabul edelim ve NH3 ¸n reaksiyon 1 ile reaksiyona girmiş olsun. NH3 ‘¸n oksitleyiciye akış hızı×reaktˆr verimi=731,0×0,96/17 =41,3 kmol/st Reaksiyon iki ile denge = 731,0×0,04 = 1,7 kmol/st Akış ve ısı kapasiteleri : Akım Besleme ‹r¸n C o kJ/kmolK p Bileşenleri (3) (4) a b c d kmol/st kmol/st NH 43 – 27,32 28,83E-3 17,07E-6 -11,85E-9 3 O2 82,1 29,2 28,11 -3,68E-6 17,46E-6 -10,65E-9 N2 308 309,6 31,15 -1,36E-2 26,80E-6 -11,68E-9 NO – 41,3 29,35 -0,94E-3 9,75E-6 -4,19E-9 H2O – 64,5 32,24 19,24E-4 10,5E-6 -3,60E-9 Sıcaklık, K 477 T4 o T4 Áıkış sıcaklığının 1180 K = 907 C olduğu bulundu. Atık -ısı Kazanı(Waste-heat Boiler) NO nun ne kadarının NO2 ye oksidasyonu kesin olarak tahmin edilemediğinden, sistem ¸zerinde kesin bir enerji dengesi kurmak m¸mk¸n değildir. Bunun yanında, ¸retilebilecek maksimum buhar miktarı NOínun tamamının oksitlenmesiyle, minimum buhar miktarı ise hiÁ oksitlenmemesiyle elde edilir. Fabrikalarda buhar basıncı genellikle 11 bar civarındadır ve doygunluk sıcaklığı ise 184 oC dır. «ıkış gazları ve buhar sıcaklığı arasındaki farkın 50 oC olduğunu varsayarsak, gazların Áıkş sıcaklığı 184+50= 234 oC (507 K) olacaktır. Akım şemasından, WHB’ye giren NO = 1236,4/30 = 41,3 kmol/st Giren O2 = 935,7/32 = kmol/st

NO’ nun tamamı, reaksiyon 4, oksitlenirse, WHB’ yi terkeden O 2 29,2 – (41,3/2) = 8,6 kmol/st ∆Hor = -51120 kJ/kmol, oksitlenmiş NO Eğer NO oksitlenmemiş ise Áıkış gazının bileşimi giriş ile aynı olacaktır. Giriş gazı, yukarıda verilen reaktˆr Áıkışı ile aynı bileşime sahiptir. NO oksitlenmiş ise akım değişimi aşağıda verildiği gibi olacaktır. C o kJ/kmolK p kmol/st a b c d O 7,46 as above 2 NO2 41,3 24,23 4,84E-2 -20,81E-2 0,29E-9 Sıcaklık, K 507 ENERG1 programının kullanılmasıyla, buhara transfer edilen ısı iÁin aşağıdaki değerler hesaplanır: NO oksitlenmemişse 9,88 GJ/st NO aksitlenmişse 12,29 GJ/st Buhar ¸retimi; besleme suyu sıcaklığı 20 oC alınırsa, 11 bar da doygun buharın entalpisi = 2781 kJ/kg 20 oC suyun entalpis = 84 kJ/kg 1 kg buhar oluşturmak iÁin ısı = 2697 kJ transfer edilen ısı buhar ¸retimi = kg başına entalpi değişimi 9880000 minimum buhar ¸retimi = = 3662 kg / st 2697 12290000 maksimum buhar ¸retimi = = 4555 kg / st 2697 Soğutucu-yoğuşturucu Bu ¸nitede denklikte gˆz ˆn¸ne alınacak ısı kaynakları: 1. Duyulan ısı: Giriş sıcaklığı 234 oC olan gazlarının absorbsiyon giriş sıcaklığı olan 40 oCía soğutulması. 2. Yoğuşmuş suyun gizli ısısı. 3. NOínun NO2 íye egzotermik oksidasyonu. 4. Nitrik asidin egzotermeik oluşumu. 5. Oluşmuş nitrik asidin seyrelme ısısı, (%40,w/w). 6. «ıkış gazlarının ve asit akımının duyulan ısısı.

Her kaynağın b¸y¸kl¸ğ¸n¸ kıyaslamak iÁin, her biri ayrı ayrı hesaplanacaktır. Referans sıcaklık : 25 oC 1. Gaz duyulan ısısı Gaz akımının giriş ve Áıkış akımındaki duyulan ısıları ENERGY 1 programı yardımıyla ya da enerji denkliği denkliği elle yazılıp Matlab yardımıyla hesaplanabilir. Giriş akımının bileşimi ve ısı kapasiteleri, yukarıda WBH ye giriş akımı iÁin verilen değerlerle aynıdır. Akım şemasından Áıkış akımı: Yoğuşturucu Áıkışı (6) kmol/st O2 8,6 N2 309,6 NO 6,75 NO2 21,03 H2O 1,63 Sıcaklık 313 K Giriş akımının duyulan ısısı(5) = 2,81 GJ/st «ıkış akımının duyulan ısısı (6) = 0,15 GJ/st 2. Suyun yoğ unlaşması Yoğunlaşmış su = giren H O- Áıkan H O = 1161 ñ 29 = 1131,6 kg/st 2 2 Giriş sıcaklığında suyun gizli ısısı, 230 oC = 1812 kJ/st Buharın giriş sıcaklığında yoğuştuğu ve sonra referans sıcaklığına souğuduğu gˆz ˆn¸ne alınarak; 6 Yoğunlaşma ısısı = 1131,6× 1812 = 2,05× 10 kJ/st 6 Kondensatın duyulan ısısı= 1131,6×4,18(230 ñ 25) = 0,97× 10 kJ/st 6 6 Toplam, yoğuşma ve soğuma = 2,05× 10 + 0,97× 10 = 3,02 GJ/st 3. NOínun oksidasyonu B¸t¸n oksidasyon, kondenser-soğutucusunda olursa en b¸y¸k ısı y¸klemesi olacaktır ki bu da kondeser-soğutucusu tasarımı iÁin en kˆt¸ koşulları verir. Oksitlenmiş NO (mol) = mol (giren) ñ mol (Áıkan) = 41,3 ñ 6,75 = 34,55 kmol/h 6 Reaksiyon 4 de ¸retilen ısı = 34,55×57120 = 1,97× 10 kJ/st= 1,97 GJ/st 4. Nitrik asit oluşumu Oluşan HNO3 (akım şemasından) = 850,6/63 = 13,50 kmol/st

Sulu nitrik asit oluşumunu iÁiren değişik reaksiyonlarda entalpi değişimi aşağıdaki gibidir. 2NO (g) N O (g) ∆H = -57,32 kJ 2 2 4 N O (g) + H O(l) + 1/2O (g) 2HNO (g) ∆H = 9,00 kJ 2 4 2 2 3 HNO (g) HNO (l) ∆H = -39,48 kJ 3 3 Yukarıdaki reaksiyonların birleştirilmesinden Reaksiyon 8 2NO (g) + H O(l) 2HNO (l) 2 2 3 Toplam entalpi değişimi = -57,32 +9,00 + 2(-39,48)= -127,28 kJ Oluşan kmol HNO 3 3(l) başına ¸retilen ısı = (127,28/2) × 10 = 63640 kJ 6 ‹retilen ısı = 13,50×63640 = 0,86× 10 kJ/st = 0,86 GJ/st Akım şeması hazırlanırken N O oluşumu ve bundan da HNO oluşumu bileşenlerin akış hızlarını 2 4 3 etkilemediğinden dikkate alınmamıştı. 5. HNO í¸n seyrelme ısısı 3 Seyrelme ısısı Perryís Chem. Eng. Handbookída, ì5 th ed., p. 3.205 Fig 3,42î verilen entalpi-konsantrasyon diyagramlarından hesaplanır. Bu diyagram iÁin referans sıcaklık 32 oF dır . Diyagramdan: %100 l¸k HNO3 ë¸n entalpisi = 0 %45 lik HNO3 ë¸n entalpisi = -80 btu/lb Áˆzelti %45 l¸k HNO3 ë¸n spesifik ısısı = 0,67 32 oF da seyrelme ¸zerine salıverilen ısı = 80×(4,816/1,8) = 186 kJ/kg Áˆz¸c¸ 25 oCí a t¸kseltmek iÁin ısı = 0,67(25 ñ 0) 4,186= 70,1 kJ/kg 25 oC da seyrelme ısısı = 186 ñ 70,1 = 115,9 kJ/kg Áˆz¸c¸ %100 l¸k 1 kmol HNO3 ¸n seyrlemesiyle ¸retilen Áˆzelti miktarı = (63/45) × 100 = 140 kg 1 komí¸n seyrelmesiyle oluşan ısı = 140× 115,9 = 16226 kJ Toplam ¸retilen ısı = 13,5× 16226 = 219051 kJ/st = 0,22 GJ/st 6. Asidin duyulan ısısı Asit Áıkış sıcaklığı 40 oC Asidin duyulan ısısı = 0,67× 4,186( 40 ñ25 ) × 1860,7 = 78278 kJ/st = 0,08 GJ/st Isı denkliği (GJ/st)

Soğutma suyuna ısı Oksidasyo 1,97 Kondenzasyon 3,02 Gaz Gaz HNO3 oluşumu 0,86 0,15 2,81 Seyreleme 0,22 Toplam 6,07 Sıvı ,08 0 Soğutma suyuna transfer edilen ısı = 2,81 + 6,07 ñ 0,15 ñ 0,08 = 8,65 GJ/st Hava soğutucu Absorbsiyon kolonu giriş sıcaklığını m¸mk¸n olduğu kadar k¸Á¸k tutmak iÁin, kompresˆrden ikincil hava absorbsiyon kolunu girişinde proses gaz akımı ile karışmadan ˆnce soğutulmalıdır. «ıkış sıcaklığını sogutucu kondenserden gelen gaz akımının sıcaklığı ile aynı, 40 oC, alarak; İkincil hava akışı, (akım şemasından), 1754,8 kg/st Havanın spesifik ısısı 1 kJ/kgK İkincil havadan uzaklaştırılan ısı = 1754,8× 1×(230-40) = 333412 kJ/st = 0.33 GJ/st Absorber Absorbsiyon kolonunda ısı kaynağı, soğutucu-kondenser ile aynı olacaktır ve aynı hesaplama metodu kullanılır. Soğutucu-kondenserden giriş gazda duyulan ısı = 0,15 GJ/st İkincil havada duyulan ısı = 1754,8× 1(40-25) = 0,018 GJ/st Tail gazlarında duyulan ısı (25 oC da ) = 0 Besleme suyunda duyulan ısı (25 oC da ) = 0 Oksitlenmiş NO = (202,5-21,9)/30 = 6,02 kmol/st ‹retilen ısı = 6,02×57120 = 0,34 GJ/st Oluşan HNO3 = 1704/63 = 27,05 kmol/st ‹retilen ısı = 27,05×63640 = 1,72 GJ/st 25 oC da %60ía seyrelme ısısı = 27,05× 14207 = 0,38 GJ/st Yoğuşmuş su = 29,4 ñ 26,3 = 3,1 kg/st 40 oC da gizli ısı = 2405 kJ/st Referans sıcaklığında duyulan ısı = 4,18×(40 ñ 25) = 63 kJ/kg -3 Salıverilen ısı = 3,1(2405 + 63) = 7,6× 10 GJ/st (İhmal edilebilir) «ıkan asitte duyulan ısı = 0,64(40 ñ 25 ) = 0,11 GJ/st

Isı denkliği Tail gaz Oksidasyon 0,34 Su 0,0 HNO3 1,72 0,0 Seyrelme 0,38 Kondenzasyon – Soğutma 2,44 suyuna ısı Gaz 0,15 «ıkan asit İkincil hava 0,11 0,018 Soğutma suyuna transfer edilen ısı = 0,15 + 0,018 + 2,44 ñ 0,11 = 2,5 GJ/st Karıştırıcı Karışmış asit sıcaklığının hesaplanması: Entalpi-konsantrasyon diyagramı direk kullanılması iÁin referans sıcaklığı 0 oC alalım. Diyagramdan; %45 lik asidin entalpisi, 0 oC = -186 kJ/kg Spesifik ısı = 0,67 kcal/kgoC %60 lik asidin entalpisi, 0 oC = -202 kJ/kg Spesifik ısı = 0,64 kcal/kgoC %45 lik asidin entalpisi, 40 oC = -186 + 0,67(40-0)4,186 = -73,8 kJ/kg %60 lik asidin entalpisi, 40 oC = -202 + 0,67(40-0)4,186 = -94,8 kJ/kg (-73,8 × 1860,7) + (-94,8 × 2840,0) Asit karışımının entalpisi = = −86,5 kJ / kg 1860,7 + 2840,0 Entalpi-konsantrasyon diyagramından, karışmış asidin entalpisi (%54 l¸k) 0 o o C da = -202 kJ/kg; spesifik ısı = 0,65 kcal/kg C Karışmış asidin duyulan ısısı = -86,5 ñ (-202) = 115,5 kJ/kg Ve karışmış asidin sıcaklığı = 115,5/(0,65x o 4,186) = 43 C

4. BİLGİSAYAR DESTEKLİ AKIM ŞEMALARI Proses tasarımında akım şemalarının hazırlanmasında yararlanılan bilgisayar proğramları iki ana grupta toplanır. 1. G¸Ál¸ hesaplama olanaklarına sahip tam simulasyon proğramları. 2. Basit k¸tle denkliği proğramları. Simulasyon proğramlarını kullanarak enerji ve k¸tle denkliklerinin birlikte Áˆz¸m¸n¸ ve ekipmanların ˆn tasarımını yapmak, dolayısıyla, detaylı ve gerÁek bir akım şeması hazırlamak m¸mk¸nd¸r. Bir proje Áalışmasının başlangıcında tam simulasyon proğramı kullanmak yerine basit madde denkliği proğramları kullanılması tercih edilir. Bˆylece elle yapılacak hesaplama Áalışmaları azaltılarak Áabuk ve ucuz bir Şekilde elementer bir akım şeması ortaya konulabilir. 5. TAM VE YATIŞKIN HAL SİMULASYON PROĞRAMLARI «eşitli firmalar tarafından, tasarımı yapılmış proseslerin yatışkın haldeki işletimini simule eden kompleks akım şeması proğramları hazırlanmıştır. Gelişmiş ¸niversitelerde proses tasarım dersleri ÁerÁevesinde de kullanılan bu proğramlardan bazıları: GEMCS, FLOWPACK, FLOWTRAN, CONCEPT, PROCESS, HYSIM, ASPEN dir. Tipik bir simulasyon proğramının iÁeriği aşağıda şematik olarak gˆsterilmiştir. GİRDİ-VERİLER !! EKİPMAN ÷ZELİKLERİ iÁin ALT PROGRAMLAR A N A TERMODİNAMİK HESAPLAR « iÁin ALT PROGRAMLAR A L I Ş İTERATİF Y÷NTEMLER T iÁin ALT PROGRAMLAR I R I «IKTILAR C FİZİKSEL ÷ZELİKLER I iÁin VERİ DOSYALARI EXE MALİYET HESAPLARI iÁin VERİ DOSYALARI Tipik bir simulasyon proğramının iÁeriği

T¸m bu simulasyon paketlerinin iÁeriği şu Şekilde ˆzetlenebilir. 1. Ana Áalıştırıcı proğram (executive program) ëEXEí Akım şemasının hazırlanması iÁin yapılacak hesaplamaların izleneceği sırayı, alt programlardan bilgi alınması ve alt programlara bilgi aktarılması gibi işlemlerin organize elde edilmesine yarar. 2. Ekipman performans alt programlarını iÁeren k¸t¸phane (MODULES). Bunlar ekipmanların simule edildiği programlar olup ekipmana giren akımın ˆzelliklerine bağlı olarak ekipmandan Áıkan akımın ˆzelliklerini hesaplar. 3. Fiziksel ˆzellikleri iÁeren veri bankası. 4. Akımların entalpileri, buhar-sıvı denge sabitleri gibi termodinamik ˆzelliklerin hesaplanması iÁin kullanılan alt programlar. 5. Maliyet hesaplamaları iÁin gerekli veri bankası ve alt programlar. Akım şeması hazırlanmasında kullanılan simulasyon programlarında k¸tle ve enerji denkliklerinin Áˆz¸m¸ iterasyon yˆntemleri kullanılarak yapılır. İterasyon sırasında uygun parametrelere belirli artışlar verilerek geri dˆng¸ler yaplılır. İstenilen değere ulaşılınca dˆng¸den Áıkılmış olur. 5.1 BİLGİ AKIM DİAGRAMLARI Bilgisayara problemi tanıtmak iÁin, temel işlemlerin ve akım bağlantılarının sırasını gˆsteren elementer bir proses akım diağramı hazırlanır ve daha sonra bir bilgi akım diagramına dˆn¸şt¸r¸l¸r. Şekil 4-a ‘da nitrobenzenin hidrojenasyonuyla anilin ¸retimi iÁin bir proses akım diağramı, Şekil 4-b de ise bu proses iÁin bilgi akım diagramı verilmiştir. Bu Şekilde yer alan her blok simulasyon proğramındaki hesaplama mod¸llerinden birisine karşılık gelmektedir. Bileşim, sıcaklık veya basıncın değişime uğramadığı ¸niteler bilgi akım diagramlarına dahil edilmezler. Diğer taraftan bileşim, sıcaklık veya basınÁ değişimine neden olan her ¸nite ve her ¸nite parÁası diagram iÁerisinde yer almalıdır. Bu şemada blokları birleştiren Áizgi ve oklar bir alt proğramdan diğer bir alt proğrama bilgi akımını ve yˆn¸n¸ gˆstermektedir. Şekil-4.b deki bilgi akım diagramına, prosesde yer alan kompresˆr dahil edilmemiştir. Distilasyon mod¸l¸ yoğuşturucu ve kazanı da iÁermektedir.

6. K‹TLE DENKLİKLERİínin «÷Z‹M‹ iÁin KOLAY PROGRAMLAR Bir prosesin tasarımının veya geliştirilmesinin ilk aşamasında kaba ve yaklaşık bir k¸tle denkliği istendiği durumda tam bir simulasyon programının kullanılması gereksizdir. Sadece k¸tle denkliği hesaplamaları iÁin basit programlar kullanılarak akım şemalarının hazırlanması m¸mk¸n olur. ÷zellikle devir akımı iÁeren prosesler ve k¸tle denklikleri ve enerji denkliklerinin birlikte Áˆz¸m¸n¸ gerektirmeyen tasarım Áalışmaları iÁin bu tip basit programların kullanılması ˆnerilir. Bu t¸r proğramların en ˆnemli ˆzelliği kişisel bilgisayarlarda uygulanabilmesidir. 6.1 Basit bir k¸tle denkliği proğramının hazırlanması: Bu bˆl¸mde, ëMassballí adlı bir k¸tle denkl¸ş¸ proğramının hazırlanması aÁıklanmıştır. Proğramının dˆk¸m¸n¸ Sinnot, RK.1983, Chemical Engineering Design adlı kaynakta gˆrebilirsiniz. Bu proğramının hazırlanmasında uygulanan yˆntem; proses iÁin k¸tle denkliğini tanımlayan denklemler takımını ëFraksiyon Katsayılarıí kavramına gˆre oluşturmaktır. Fraksiyon Katsayıları Kavramı: Kimyasal proseslerde yer alan ¸nitelerin yani temel işlemlerin yapıldığı ekipmanların Áoğunda ¸niteye giren akım bu ¸nite Áıkışında iki veya daha fazla akıma ayrılır. ÷rneğin; bir distilasyon kolonuna giren akım kolon Áıkışında ¸st ve dip ¸r¸n olarak iki akıma ayrılır. Bir yoğuşturucuya giren akım yoğuşturucu Áıkışında sıvı ve gaz faz olmak ¸zere iki akıma ayrılır. O nedenle, bilgi akım diagramında yer almış olan bir temel işlemler ¸nitesinden Áıkan akımdaki herhangi bir bileşenin akış hızı, bu bileşenin ¸niteye giren akış hızının belirli bir kesri kadardır. Bileşenin adı geÁen ¸niteye giriş akış hızını bir katsayı ile Áarparak ¸niteden Áıkıştaki akış hızını bulmak m¸mk¸nd¸r. Bu katsayıya Fraksiyon Katsayısı denir. Aşağıda, bilgi akım diagramındaki herhangi bir ¸nite iÁin k¸tle denkliğinin oluşturulmasında kullanılan simgeler gˆsterilmiştir. Toplam Bir sonraki ¸niteye (J) Bir ˆnceki akım i giden akım ¸niteden temel işlem gelen akım λ ¸nitesi α λ ik Jik ik Sistem dışından gi0k gelen akım i,J : ‹nite numaraları. λik : i ¸nitesine giren k bileşeninin toplam akış hızı α λ : i ¸nitesinden Áıkıp J ¸nitesine giden akım iÁerisindeki k bileşeninin akış hızının, I Jik ik ¸nitesine giren akımdaki k bileşeninin akış hızına oranı. Fraksiyon katsayısı. gi0k : i ¸nitesine sistem dışından gelen akım iÁerisindeki k bileşeninin akış hızı ÷zet olarak ¸niteden Áıkan bileşenin akış hızı, ¸niteye giren akış hızı ile fraksiyon katsayısının Áarpımına eşittir. Fraksiyon katsayısı, ¸nitenin tasarım ˆzelliklerine ve ¸niteye giren akımın ˆzelliklerine bağlıdır.

‹Á adet temel işlem ¸nitesi ve Áeşitli devir akımları iÁeren bir proses iÁin bilgi akım diagramı ve k¸tle denkliklerini oluşturmak iÁin kullanılan simgeler aşağıda verilmiştir. α13kλ3k α31kλ1k λ α λ λ α λ λ 1k 21k 1k 2k 32k 2k 3k α12kλ2k g g 10k 30k 1 Nolu ¸nite iÁin k¸tle denkliği: λ = g + α λ + α λ (1) 1k 10k 12k 2k 13k 3k 2 Nolu ¸nite iÁin k¸tle denkliği: λ = α λ (2) 2k 21k 1k 3 Nolu ¸nite iÁin k¸tle denkliği: λ3k = g30k + α32kλ2k + α31kλ1k (3) Denklemler d¸zenlenerek matriks formda yazılırsa; λ1k – α12kλ2k – α13kλ3k = g10k – α21kλ1k + λ2k = 0 – α31kλ1k – α32kλ2k + λ3k = g30k 1 – α – α λ g 12k 13k 1k 10k – α21k 1 0 x λ2k = 0 – α31k – α32k 1 λ3k g30k

÷rnek: İZOPROPİL ALKOLíden ASETON ‹RETİMİ C H OH (CH ) O + H 3 7 3 2 2 İzopropil alkol buharlaştırıldıktan sonra reaktˆre gˆnderilmekte ve katalitik dehidrojenasyon sonucu aseton oluşmaktadır. Reaktˆrden Áıkan gaz akımı (aseton, su, hidrojen, izopropil alkol) bir yoğuşturucuya gˆnderilerek akım iÁerisindeki asetonun Áoğu, su ve izopropil alkol yoğunlaştırılır. Yoğuşturucuyu terkeden gaz akımı iÁerisinde az miktarda aseton ve izopropil alkol bulunduğundan bu akım bir absorbsiyon kolonunda su ile yıkanmakta ve aseton ve alkol absorbe edilmektedir. Yıkayıcının (absorbsiyon kolonu) altından alınan akım ve yoğuşturucudan alınan sıvı akım (kondensat) birleştirilerek saf aseton elde etmek amacıyla destilasyon kolonuna gˆnderilir. Destilasyon kolonunun ¸st¸nden saf aseton alınır. Bu kolonun altından ise su ve izopropil alkol iÁeren akım alınarak ikinci bir destilasyon kolonuna gˆnderilir. 2 nolu distilasyon kolonunun ¸st akımı %91 alkol iÁeren azeotrop su-alkol karışımıdır. Bu akım reaktˆre devir ettirilir. Reaktˆrde ZnO-Cu katalizˆr kullanılmakta, tepkime 400-500 oC sıcaklık ve 4.5bar basınÁ altında yapılmaktadır. Prosesde aseton verimi %98 dir. İzopropil alkol¸n reaktˆrden her geÁiş dˆn¸ş¸m oranı % 85-90 civarındadır. 1. Proses akım şemasını Áiziniz. 2. Bilgi akım şemasını Áiziniz. 3. Bileşenler iÁin k¸tle denkliklerini kurarak matriks formda yazınız. 4. Prosesde mevcut bileşenler iÁin ayrık fraksiyon katsayılarını belirleyeniz ve herbir bileşen iÁin matriks formdaki k¸tle denkliklerini tekrar yazınız. «ˆz¸m: Prosesin blok diagramlarla Áizilen bir akım şeması ve bilgi akım diagramı Şekil-5 de gˆr¸lebilir. Bu proses iÁin k¸tle denkliklerinin kurulmasında kullanılan simgeler ise aşağıdaki şekilde verilmiştir. α21kλ1k α32kλ2k α43kλ3k α54kλ4k λ λ λ λ λ 1k 2k 3k 4k 5k 1 11 g20k g30k α42kλ2k α15kλ5k g10k

1 Nolu ¸nite iÁin k¸tle denkliği: λ = g + α λ (1) 1k 10k 15k 5k 2 Nolu ¸nite iÁin k¸tle denkliği: λ2k = g20k + α21kλ1k (2) 3 Nolu ¸nite iÁin k¸tle denkliği: λ3k = g30k + α32kλ2k (3) 4 Nolu ¸nite iÁin k¸tle denkliği: λ4k = α42kλ2k + α43kλ3k (4) 5 Nolu ¸nite iÁin k¸tle denkliği: λ5k = α54kλ4k (5) Denklemler d¸zenlenerek matriks formda yazılırsa; λ – α λ = g 1k 15k 5k 10k – α21kλ1k + λ2k = g20k – α32kλ2k + λ3k = g30k – α42kλ2k – α43kλ3k + λ4k = 0 – α54kλ4k + λ5k = 0 1 0 0 0 – α15k λ1k g10k – α21k 1 0 0 0 λ2k g20k 0 – α32k 1 0 0 x λ3k = g30k 0 – α42k – α43k 1 0 λ4k 0 0 0 0 – α54k 1 λ5k 0 Fraksiyon katsayılarının belirlenmesi: Bileşenler: k = 1-5 k=1 İzopropil alkol, k=2 Aseton, k= 3 Hidrojen, k= 4 Su Proses ¸niteleri: i, J 1= Reaktˆr, 2= Yoğuşturucu, 3=Yıkayıcı 4= Birinci distilasyon kolonu, 5= İkinci distilasyon kolonu Tasarımcı, fraksiyon katsayılarını belirlemeden ˆnce yapmış olduğu proje Áalışmasına ˆzg¸n olarak bazı proses ve ekipman spesifikasyonlarını belirlemelidir. Bu değerler, tasarımcının istediği sonuÁlara ulaşabilmesi iÁin defalarca değiştirebileceği değerlerdir. Diğer adıyla tasarım değişkenleridir. ÷rneğin, izopropil alkolden aseton ¸retim prosesinde tasarım değişkenleri iÁin başlangıÁ değerleri olarak aşağıdaki veriler gˆz ˆn¸ne alınmıştır. 1. Reaktˆrden her geÁişte izopropil alkol dˆn¸ş¸m oranı %90 dır. 2. Yoğuşturucuda izopropil alkol¸n %90 nı yoğuşmaktadır. 3. Yıkayıcıda izopropil alkol¸n %99 u absorplanarak sıvı faza geÁmektedir. 4. ‹retilen aseton iÁerisinde safsızlık olarak en fazla %1 oranında izopropil alkol bulunmasına izin verilmektedir. 5. Yoğuşturucuya giren akımdaki asetonun en az %80 nin yoğunlaşması istenmektedir. 6. Yıkayıcıda asetonun %99 u absorplanmalıdır. 7. Suyun yoğuşturucuda %95 i yoğuşmaktadır. 8. Yıkayıcıya giren suyun en fazla %1 i gaz faza s¸r¸klenmektedir.

Bu saptamalara ilave olarak: Reaktˆre giren akımda bulunan aseton, su ve hidrojenin tepkimeye girmeden reaktˆr¸ terkettiği; Hidrojenin, yoğuşturucuda yoğuşmadığı, yıkayıcıda absorplanmadığı ve dolayısıyla s¸rekli gaz fazda olduğu, distilasyon kolonuna gitme olasılığı olsa bile kolonunu tepe ¸r¸n¸ne geÁeceği; İkinci distilasyon kolonunu terkeden ve rektˆre devir ettirilen akımın %91 lik alkol-su azeotrop karışımı olduğu tarafımızdan bilinen olgulardır. α211 = 0,1 α421 = 0,9 α321 = 0,1 α431 = 0,99 α541 = 0,99 α151 = 0,91 α = 1 α = 0,8 α = 0,2 α = 0,99 α = 0,01 α = 0,01 212 422 322 432 542 152 α213 = 1 α323 = 1,0 α423 = 0 α433 = 0 α543 = 1 α153 = 1 α = 1 α = 0,95 α = 0,99 α = 0,99 α = 0,01 α = 0,01 214 424 324 544 154 152 Hesaplamalarda temel olarak: Girdi= 100 kmol/st izopropil alkol alınırsa g101 = 100 Reaktˆrde aseton verimi %98 olduğu iÁin g202 = 98 Reaktˆrde hidrojen verimi de %98 dir. g203 = 98 Fraksiyon katsayıları ve prosese dışardan verilen akımların sayısal değerleri aşağıdaki «izelgede toplu olarak verilmiştir. α 1 2 3 4 21k -0,1 -1 -1 -1 32k -0,1 -0,2 -1 -0,05 42k -0,9 -0,8 0 -0,95 43k -0,99 -0,99 0 -0,99 54k -0,99 -0,01 -1 -0,99 15k -0,91 -0,01 -1 -0,05 g101 g202 g203 g304 Mol 100 98 98 * * Absorbsiyon kolonuna dışardan gˆnderilen su miktarı kolon tasarımına bağlıdır. O nedenle Kolona gˆnderilen su miktarı (kmol/st) = g304

Şekil.5 İzopropilalkol den aseton ¸retimi

Facebook Yorumları

Bir Cevap Yazın