CC BY
18ХИМИЯ, ХИМИЧЕСКИЕ И БИОТЕХНОЛОГИИ
УДК 661.25:661.242.8:66.092.41:661.248
А.А. Перетрутов, М.Н. Чубенко, П.П. Ким
ИСПОЛЬЗОВАНИЕ ПИРИТНОГО ОГАРКА В КАЧЕСТВЕ КАТАЛИЗАТОРА ПОЛУЧЕНИЯ СЕРНИСТОГО АНГИДРИДА ИЗ ОТРАБОТАННОЙ СЕРНОЙ КИСЛОТЫ
Дзержинский политехнический институт (филиал) НГТУ им. Р.Е. Алексеева
Исследован процесс термолиза отработанных растворов серной кислоты на пиритном огарке. Рассмотрены совместный теплоперенос и массоперенос в реакторе. Установлено, что процесс находится во внутри-диффузионной области. Определены кинетические характеристики: степень разложения, константы скорости некаталитической и каталитической реакции, активность катализатора.
Ключевые слова: кислота серная отработанная, термолиз, разложение каталитическое, ангидрид сернистый, огарок пиритный.
Термическое разложение отработанных серных кислот, в том числе и на катализаторах, глубоко изучено в работах [1-11]. Доказано, что эффективным катализатором является оксид железа Fe2O3, активность которого в нанесенном состоянии 5 % Fe2O3 на Al2O3 сравнима с активностью платины, нанесенной в количестве 5 % на Al2O3.
Нами были установлены каталитические свойства пиритного огарка, проявляемые в процессе термолиза серной кислоты [12], при этом появляется возможность получения сер-
Рис. 1. Схема установки терморазложения серной кислоты на пиритном огарке
© Перетрутов А.А., Чубенко М.Н., Ким П.П., 2011.
нистого ангидрида высокой концентрации (40,8-46,4 %) без применения восстановителя. Состав и свойства огарка приведены в [13].
Термическое разложение серной кислоты было изучено на установке, изображенной на рис. 1, при температуре в диапазоне 773 - 1373К, при заданном расходе кислоты в реактор 12, расположенный в трубчатой печи 11 с регулируемым нагревом и контролем температуры с помощью термопары 28 и лагометра 29, на катализатор (пиритный огарок). Количество пи-
ритного огарка, загруженного в реактор, по объему составляло 72,0-10-6м3 со средним размером частиц 1- 1,5-10-3м, свободный объем катализатора составлял 26,0-10-6 м3.
Удельная наружная поверхность, рассчитанная по формуле
5 = (1)
й
где V - объем, занимаемый катализатором, м3; (1-е) - степень заполнения объема; в - пороз-ность массы; ё - средний диаметр частиц катализатора, м; составляла 27,592- 10-3м2.
Расход серной кислоты, передаваемой на разложение из сосуда 2 воздухом из ресивера 3, регулировали по и-образному расходомеру 7. Градуировку капилляра проводили для каждой серии опытов при изменении концентрации кислоты и типа органического восстановителя. Из реактора смесь газов и водяного пара поступала в холодильник 13, и образовавшийся кислотный конденсат собирался в каплеуловителе 14. Далее смесь кислорода, сернистого и серного ангидридов через трубку со стекловатой 16 поступала на раздельное улавливание: серного ангидрида прокаленным хлоридом натрия в и-образной трубке 18, а сернистого в поглотителе с 4 % пероксидом водорода 19. Оставшийся кислород после осушки в поглотителе с крепкой серной кислотой 23 собирали в газомерной трубке 24.
Концентрацию серного ангидрида определяли титрованием образовавшейся серной кислоты при растворении в воде хлорида натрия из и-образной трубки 18, сернистого - титрованием кислоты, образованной при окислении Б02 пероксидом водорода, из поглотителя 19.
Степень термолиза серной кислоты на катализаторе в отсутствие восстановителя определяли по количеству выделившегося кислорода, измеренного газомерной трубкой, по формуле
и = ( 2по2 /пэо3 >100% = ( 2Уо2 / т '22,4 1 03 ^03 >100%, (2)
где и - степень разложения серного ангидрида, %; п02 - количество грамм-молей кислорода, выделившихся за единицу времени; П803 - количество грамм-молей серного ангидрида, поступающих в реактор за единицу времени; т - время опыта, мин; V02 - объем кислорода, приведенный к нормальным условиям, мл.
За время опыта принимали время пребывания Б03 в зоне реакции, при этом условно считали за объем реактора его часть, заполненную катализатором.
В данной серии опытов было проведено несколько экспериментов с целью определения зависимости степени разложения серного ангидрида от расхода серной кислоты и температуры. Результаты сведены в табл. 1.
Увеличение скорости подачи серной кислоты приводит к снижению степени разложения Б03, что объясняется эндотермическим эффектом процесса разложения серной кислоты, вызывающим локальное охлаждение поверхности катализатора и торможение реакции в зоне поверхностного контактирования газов с охлажденным катализатором. Увеличение температуры на 100° приводит к увеличению степени разложения в среднем на 20-30%.
Были рассчитаны объемные скорости газа в реакторе как отношение объема газа к объему катализатора и построены зависимости степени разложения от объемной скорости. Объемная скорость находится в пределах 1500-2000 час-1. Увеличение объемной скорости газа приводит к снижению степени разложения серной кислоты до сернистого ангидрида. Увеличение объемной скорости связано с увеличением и линейной скорости. Поскольку увеличение линейной скорости вызывает незначительное увеличение скорости процесса, можно предположить о нахождении процесса в кинетической или внутридиффузионной области. Для процесса термического разложения Б03 в Б02 на катализаторе в отсутствии восстанови-
теля рассчитаны константы скорости. Для расчета констант скорости результаты эксперимента были обработаны по уравнению необратимой реакции первого порядка для потока. Формула для расчета константы скорости [1]:
К = п
о,ю3
ЯТ РУ
- (1,5 + -^°)1п(1 -а) - 0,5а
0Б03
мин
(3)
Величины константы скорости, рассчитанные по данному уравнению, представлены в табл. 1. Как видно из таблицы константа скорости реакции не является величиной постоянной и помимо температуры зависит от среднего времени контакта. (Подобные зависимости были получены в исследованиях Белорусского технологического института им. С.М. Кирова) [7].
Таблица 1
Термическое разложение чистой серной кислоты на пиритном огарке в зависимости от среднего времени контакта для семи температур эксперимента
1
Т, К «0803-10, г-моль/мин V, час-1 а, % К, мин-1 туСд, мин
773 0,297 1535,38 35,49 13,53 0,038
0,327 1690,34 33,51 13,78 0,034
0,374 1933,29 32,68 15,35 0,030
0,423 2186,58 32,62 17,33 0,026
0,462 2388,18 31,62 18,11 0,024
873 0,297 1535,38 51,92 43,23 0,033
0,327 1690,34 49,64 44,86 0,030
0,374 1933,29 47,75 47,29 0,026
0,423 2186,58 46,05 52,53 0,023
0,462 2388,18 45,68 56,22 0,021
973 0,297 1535,38 60,12 63,26 0,030
0,327 1690,34 57,09 63,999 0,027
0,374 1933,29 54,26 66,90 0,024
0,423 2186,58 53,71 75,04 0,021
0,462 2388,18 52,71 80,45 0,019
1073 0,297 1535,38 65,59 80,94 0,027
0,327 1690,34 62,05 81,50 0,025
0,374 1933,29 58,60 84,68 0,022
0,423 2186,58 55,65 88,11 0,019
0,462 2388,18 54,46 95,53 0,017
1173 0,297 1535,38 68,32 94,96 0,025
0,327 1690,34 64,54 96,74 0,023
0,374 1933,29 59,79 96,98 0,020
0,423 2186,58 56,64 103,42 0,017
0,462 2388,18 55,31 104,69 0,016
1273 0,297 1535,38 69,91 110,71 0,023
0,327 1690,34 65,54 109,72 0,021
0,374 1933,29 60,86 112,08 0,018
0,423 2186,58 58,52 116,44 0,016
0,462 2388,18 57,04 117,08 0,015
1373 0,297 1535,38 72,60 116,29 0,021
0,327 1690,34 68,38 119,52 0,019
0,374 1933,29 62,99 126,48 0,017
0,423 2186,58 60,41 132,39 0,015
0,462 2388,18 58,79 134,75 0,014
Константа скорости реакции увеличивается при увеличении скорости подачи серной кислоты во всем диапазоне температур конверсии серного ангидрида. Табличные результаты показывают, что увеличение подачи кислоты в 1,6 раза уменьшает время пребывания реакционных газов в зоне катализатора на 37-33%, снижает степень разложения на 4-14% и увеличивает константу скорости при этом на 25,3-13,7%. Одной из причин зависимости константы скорости реакции от среднего времени контакта является влияние массо- и теплопе-реноса. Действительно, вычисленные константы по приведенному ранее уравнению включают допущения, что каждый элементарный газовый объем находится одинаковое время (т) в зоне катализа при постоянной температуре, что невозможно при одинаковом массовом расходе, но разных температурах опыта; температурный градиент возможен вследствие локального охлаждения катализатора в месте контакта с серной кислотой, подаваемой на разложение.
Совместное рассмотрение теплопереноса и массопереноса представляется весьма сложным и не является в данном случае целью работы, в связи с этим нами были рассчитаны только числа Рейнольдса для характеристики гидродинамического режима. Расчет проводили с использованием фиктивной линейной скорости газовой смеси в свободном сечении реактора с учетом массового расхода, температуры, исходной концентрации кислоты, степени разложения. При условии полного разложения серного ангидрида до сернистого мольная масса газовой смеси, рассчитанная по формуле ц = , составляет 35,854 кг/кмоль, динамическая вязкость 11,9410-6 Пас, плотность 1,6006 кг/м3. При диаметре реактора 24.10-3 м и линейной скорости 0,042 м/с (расход SO3 0,0297 гмоль/мин) Re = 135,1, а для расхода 0,0462 гмоль/мин SO3 линейная скорость составляет 0,056 м/с и число Рейнольдса соответственно -180,2. Из приведенных результатов следует, что режим ламинарный.
Ввиду того, что используемый лабораторный реактор работал при низких числах Рей-нольдса и незначительном изменении линейной скорости потока, следует предположить, что теплоотдача при вынужденном движении смеси газов мало зависела от массового расхода в изученном интервале объемной скорости потока. Процесс теплоотдачи в данном случае сводился к передаче теплоты от разогретого катализатора к капельной жидкости и далее по слою катализатора к газовой смеси теплопроводностью при непосредственном контакте с поверхностью катализатора и в виде лучистой энергии. Теплота в этом случае расходуется на нагревание и испарение кислоты, термическую диссоциацию кислоты на SO3 и H2O, нагревание реагентов и термическую диссоциацию триоксида серы. Стационарный процесс может быть осуществлен при равенстве теплоты, отдаваемой катализатором, и суммарного эндотермического теплового эффекта физических процессов и химических превращений.
Расчет термодинамических функций превращения серной кислоты и триоксида серы при высокой температуре выполнен в докторской диссертации Б.Е. Шенфельда [1], там же проведены сравнения с ранее выполнявшимися расчетами, приведенными в «Справочнике сернокислотчика» под редакцией К.М. Малина [14]. Ввиду некоторых расхождений в результатах расчетов мы посчитали целесообразным использовать данные Б.Е. Шенфельда Так для температуры 1173 К изменение энтальпии реакции диссоциации серной кислоты составляет 84,376 кдж/моль, изменение энтальпии реакции диссоциации триоксида серы 96,962 кдж/моль. Остальные данные для расчета взяты из Справочника химика [15]: скрытая теплота парообразования серной кислоты 50,1 кДж/моль, то же для воды 2,259 кДж/моль, теплоемкость серной кислоты 0,14 кДж/мольград, то же для воды 0,075 кДж/мольград, теплоемкость SO3 принята как теплоемкость смеси диоксида серы и кислорода в соотношении 2:1. При расходе 0,297 моль/мин SO3 эквивалентное количество серной кислоты участвует в процессе, эквивалентное количество молей образуется SO2, 0,1485 молей кислорода и 0,141 моль воды. Секундный расход теплоты на нагревание серной кислоты (Qs) до температуры кипения (283,2оС) составит 268,99 Вт, тоже на испарение серной кислоты Qsi = 53,27 Вт, на диссоциацию серной кислоты Qsd = 615,945 Вт, на нагревание продуктов диссоциации
серной кислоты до 900оС Qdp = 536,15 Вт, на диссоциацию триоксида серы Qdт = 479,962 Вт. Суммарно затраты теплоты составят: Ql = Qs+ Qsi + Qsd + Qdp + Qdт = 2154,317 Вт.
Подводимая теплота при стационарном процессе должна быть равна 02 = а.Г(/2 - ^), где а - коэффициент теплоотдачи от поверхности катализатора к капельной жидкости при нагреве кислоты и ее испарении, к газопаровой фазе при диссоциации кислоты, к газопаровой фазе при нагревании до температуры диссоциации триоксида серы и к газопаровой фазе при диссоциации триоксида. Г - поверхность катализатора, м2. Поскольку характер теплообмена сложный, можно предположить, что происходит взаимно-перпендикулярное движение естественной и вынужденной конвекции. Интенсивность теплоотдачи от катализатора к реакционной среде в этом случае следует определять по критериальному уравнению, соответствующему вязкостно-гравитационному режиму [16].
Ш жй = 0Д5Ке«?РГжО43аГ*! (Ргж /Ргст )0,25. (4)
Коэффициент теплоотдачи определяется из выражения числа Нуссельта а = Х ,
й
где х = Е Х' Ц'— - коэффициент теплопроводности реакционной смеси, Вт/мК; ё - опреде-
Е У' Ц/3
ляющий размер - эквивалентный диаметр транспортных пор катализатора, м. За эквивалентный диаметр можно принять удвоенный гидравлический радиус пор, который в свою очередь может быть определен из отношения пористости катализатора к удельной поверхности
ггВДр = ф / 5уд; S = (1——. Удельная внутренняя поверхность частиц огарка размером 1 мм
й
составляет 9,16 м2/см3. Вся теплоотдающая поверхность определяется из выражения:
2 С Ц
Б= БИБуд и составляет 1242,54 м . Критерий Прандтля рг = —^, определенный для смеси
X
газов при средней температуре между температурой кипения кислоты и температурой опыта, составил 0,7740 для 973К и 0,7737 для 1173 К. Критерий Рейнольдса яе = для этих
Ц
,3 2
же температур 138,5 и 127,3 соответственно, критерий Грасгоффа Ог = р ^—— А^ составляет
Ц2
3,061^ 104 и 3,04Ы04, число Нуссельта 1,92 и 1,87, коэффициенты теплоотдачи 4,16 и 4,53 Вт/м2К. Тепловой поток, передаваемый от огарка реакционной смеси, в первом случае составляет 2066,4 кВт, а во втором 3379,6 кВт. Сравнивая численные значения теплоты, необходимой на протекание процесса и передаваемой огарком с помощью конвекции, можно сделать вывод, что поддержание температуры реакционной смеси теплоотдачей от внутренней поверхности катализатора обеспечено, стационарность режима - тоже. Теплоотдача от наружной поверхности (5,652 м2) для частиц размером 1мм естественно значительно ниже, она составляет для 973 и 1173 К соответственно 4900 и 7896 Вт, что более, чем в два-три раза превышает потребляемую в процессе энергию.
Количество отдаваемой теплоты излучением определяли из уравнения
0л = 8сС
Т
vlCCy V
Т2_
1СС
F, (5)
где 8 - приведенный коэффициент теплового излучения системы тел; с0 - излучательная способность абсолютно черного тела, Вт/м2К4.
При температуре опыта 700оС тепловой поток, передаваемый излучением от внутренней поверхности, составляет порядка 53 кВт, а при 900оС 128 кВт, а от внешней поверхности 0,46 кВт и 0,97 кВт соответственно. Как следует из расчетов, большая часть тепловой энергии передается за счет конвекции. Суммарный тепловой поток 5360 и 8866 Вт даже при низком коэффициенте конвективной теплоотдачи обеспечивает проведение процесса термораз-
4
4
ложения отработанной серной кислоты даже при значительно больших скоростях подачи кислоты.
Увеличение константы скорости разложения от температуры в изученном диапазоне многократно: в среднем от 15,8 до 125,5 мин-1. Приведенные результаты, экспериментальные и расчетные, свидетельствуют о возможности применения кинетического уравнения реакции первого порядка (уравнение Аррениуса 1пК = А/Т + В) для данного реактора.
Используя численные значения констант скорости разложения для различных температур, были вычислены значения А и В, построена зависимость 1пК от 1/Т, определена энергия активации (Екат), величина которой показывает, что процесс находится в диффузионной области. Если принять, что предэкспоненциальный множитель ко каталитической реакции остается таким же, как и в некаталитической, то отношение констант каталитической реакции к некаталитической будет характеризовать ускорение процесса: А = кокат/конекат = е Е/КТ В качестве меры активности катализатора принято применять разность скоростей химических реакций в присутствии катализатора (икат) и без него (и) с учетом доли объема реакционного пространства фкат, занимаемого катализатором и недоступного для реагирующих веществ: А = икат - и(1 - фкат) [17]. Скорость каталитической реакции, отнесенная к единице объема зерна катализатора и\ зависит от скорости реакции отнесенной к единице поверхности катализатора (ив называют удельной каталитической активностью), от поверхности 8'уд и ее доступности. Доступность характеризуют степенью использования внутренней поверхности п.
и = Ых 5"уд п = икат. (6)
Степень использования внутренней поверхности характеризуется модулем Тиле (у): во внутридиффузионной области катализа п = 1/ у.
у = Ь
3(1 -фсв) и^0,5
(7)
ФсвА ГгС
где Ь - расстояние от периферии до центра зерна, равное 0,5 мм; С - концентрация основного компонента у поверхности зерна катализатора, моль/м3; Дэ - эффективный коэффициент диффузии, м2/час. Для бинарной смеси газов, состоящей из Б03 и Н20 коэффициент молекулярной диффузии по Арнольду [17] рассчитывали по формуле:
-г 5 / 2
0,00837Т3
Б = -
1 1
н--
МА Мв
(8)
р(< + )2 (Т + Са+в ),
где МА - мольная масса Б03, равная 80 г/моль; МВ - мольная масса Н20, равная 18г/моль; Р -общее давление, 0,1 МПа; уА - мольный объем Б03, см3/моль; уВ - мольный объем Н20,
см3/моль; СА+В - константа Сезерленда: СА+В = 1,47ф(тАГВ)0'5, где Т'А - температура кипения
( )0 5
Б03, Т'в - температура кипения Н2О; ф = 8 А —. Константа Сезерленда равна 1268,8;
^ А + ^В
ф = 2,76; уА и уВ, рассчитанные по атомным диффузионным объемам с учетом структурных составляющих [18], соответственно равны 92 и 14,8 см3/моль; коэффициент молекулярной диффузии Б при этом равен 5,93^ 10-6 м2/с, а для температуры опыта 1173 К он составляет 8,68-10-6 м2/с. Для пористости катализатора с размером частиц 1мм 0,38 и удельной внутренней поверхности 9,16 м2/см3 гидравлический радиус составит: ггидр = 0,38/ 9,16-104 = 0,041 мкм =41 нм, длина свободного пробега молекул диаметром 0,2 нм составляет примерно 102 нм. Таким образом, поры катализатора можно охарактеризовать как переходные, а область катализа как внутридиффузионную при практическом равенстве удвоенного радиуса пор длине свободного пробега молекул. Эффективный коэффициент диффузии Дэ = Д(1-е-2г х), так как X ~ 2г, где X - длина свободного пробега молекул, а г - радиус пор. Дэ = 5,93-10-6 (1- е-82/100)= 3,32-10-6 м2/с и Дэ = 4,86-10-6 м2/с для 973 и 1173 К соответственно, а модуль Тиле, рассчитанный по формуле
(7), составил 4,6 и 3,77. Таким образом, считается подтвержденным, что процесс для сферического катализатора протекает во внутридиффузионной области со степенью использования внутренней поверхности от 0,22 до 0,26, а скорость каталитического процесса, равная скорости отнесенной к единице объема катализатора, соответственно равна 12,74-103 и 15,24^ 103 моль/м3час.
Для сравнения кинетических характеристик терморазложения серной кислоты с использованием катализатора и без него были выполнены расчеты энергии активации обоих вариантов термолиза. С этой целью в реакторе с кварцевой насадкой, представляющей собой кварцевую трубку диаметром 30 мм и высотой 300 мм, осуществили термическое разложение серного ангидрида, полученного предварительным испарением серной кислоты различной концентрации, в области температур 973-1273 К. Константу скорости рассчитывали по уравнению 3. Результаты некаталитического процесса разложения Б03 приведены в табл. 2.
Таблица 2
Результаты термолиза серной кислоты
Т, К 1/Т-103 степень Константа ln К
разложения, % скорости, мин-1
некатал катал некатал катал некатал катал
973 1,03 24,11 55,58 14,6 69,93 2,68 4,25
1073 0,93 37,50 59,27 27,9 86,15 3,33 4,47
1173 0,85 46,21 60,92 40,6 99,36 3,70 4,60
1273 0,79 47,51 62,37 45,9 113,21 3,83 4,73
Зависимость константы скорости от температуры для обоих процессов представили в Аррениусовских координатах. Определены энергии активации по уравнениям y = -4876,5x + + 7,7739 и y = -3261x + 7,3438, которые численно равны Екат = 27111,9 Дж/моль и Енекат = 40343,2 Дж/моль. ДЕ = 40343,2 - 27111,9 = 13431,2 Дж/моль. Таким образом, ускорение процесса термолиза обеспечено понижением энергетического барьера разложения SO3 на SO2 и О2. Каталитическая активность, определяемая как разность скоростей каталитической и некаталитической реакции при одинаковой текущей концентрации SO3 в объеме, будет равна А = Мкат - U(1 - фкат), Икат = КкатС)(1 - акат), U = КнекатСо(1 - анекат), А = 69,93436,8^1 - 0,5558) --14,6-136,8-(1 - 0,2411>(1 - 0,62) = 4249,4 - 1515,7-(1 - 0,62) = 3673,4 моль/м3мин = 220406,04 моль/м3час.
Механизм гетерогенного катализа окислительно-восстановительной реакции на пи-ритном огарке многостадийный: без учета диффузионных этапов на первой стадии идет активированная адсорбция SO3 с образованием соединения Кат-О- SO2, на второй стадии под действием высокой температуры происходит отщепление SO2 с образованием промежуточного соединения Кат-О-, следующая стадия - регенерация катализатора при взаимодействии соседних активных центров с освобождением молекулы кислорода.
Библиографический список
1. Шенфельд, Б.Е. Научные основы переработки сернокислотных отходов, содержащих органические примеси: дисс. ... док. техн. наук. - Пермь: ППИ, 1990. - 399 с.
2. Каталитическое разложение сернокислотных отходов / В.М. Перфильев [и др.] // Нефтепереработка и нефтехимия. 1980. № 3. С. 31-32.
3. А.С.1010010 СССР, МКИ С 01 В 17/50. Способ получения сернистого ангидрида / В.М. Перфильев, Б.Т. Васильев, В.С. Сущев. - 3 с.
4. Перфильев, В.М. Термохимическое разложение отработанных серных кислот на катализаторе / В.М. Перфильев [и др.] // Химия и технология топлив и масел. 1985. № 7. С. 38-39.
5. А.С. 990647 СССР, МКИ С 01 В 17/58. Способ получения сернистого ангидрида из отработанной серной кислоты / А.А. Перетрутов [и др.]. - 3 с.
6. А.С.1096204 СССР, МКИ С 01 В 17/58. Способ получения сернистого ангидрида / А.А. Перетрутов [и др.] - 3 с.
7. Термолиз серной кислоты на неплатиновых катализаторах в термоэлектрохимическом цикле получения водорода / В.А. Таранушич [и др.] // Вопр. атом. науки и техн. Аатомно-водородная энерг. и технол.-1982. №3 . С. 41-42.
8. Масленников, Б.М. Каталитический термолиз серной кислоты на неплатиновых катализаторах / Б.М. Масленников, Б.Т. Васильев, Н.В. Спиридонова // Вопр. атом. науки и техн. атомно-водородная энерг. и технол. 1981. №2 . С. 23-26.
9. А.С.1243811 СССР, МКИ 01 J 27/188. Катализатор для разложения серной кислоты / Б.Т. Васильев , В.Е. Сороко, В.Н Ковалев и др. - 2 с.
10. А.С.1404105 СССР, МКИ С 01 J 27/188. Катализатор для разложения серной кислоты / В.Н. Ковалев, Е.В.Иванова, А.Ф. Петропавловский и др. - 3с.
11. А.С. 1467032 СССР, МКИ С 01 В 3/04. Катализатор для разложения серной кислоты / В.Н Ковалев, А.В. Форсов, А.Ф. Петропавловский и др. - 4 с.
12. А.С.1142161 СССР, МКИ В 01 J 23/74. Катализатор для термолиза серной кислоты / А. А. Перетрутов , П.П. Ким, Е.Н. Корнишина и др. -3 с.
13. Перетрутов, А.А. Физико-химические и механические свойства пиритного огарка как сырья для производства красного железо-окисного пигмента и отмывка его от соединений цинка и меди / А.А. Перетрутов [и др.] // Труды НГТУ им. Р.Е. Алексеева. - Н. Новгород, 2010. № 1 (80). С. 236 - 242
14. Справочник сернокислотчика / под ред. К.М. Малина. - М.: - Химия. - 1971. - 744 с.
15. Справочник химика / под ред. В.П.Никольского. - М-Л.: Химия, 1965. Т. 3. С. 1005.
16. Нащекин, В.В. Техническая термодинамика и теплопередача / В.В. Нащекин. - М.: Высш. школа, 1980. - 469 с.
17. Технология катализаторов / И.П. Мухленов [и др.]; под ред. И.П. Мухленова. -2-е изд., перераб. - Л.: Химия, 1979. - 328 с.
18. Рид, Р. Свойства газов и жидкостей: справочное пособие: [пер с англ.] / Р. Рид, Дж. Праусниц, Г. Шервуд; под ред. В.Н. Соколова. - 3-е изд., перераб и доп. - Л.: Химия, 1982. - 592 с.
Дата поступления в редакцию 23.04.2011
A.A. Peretrutov, M.N. Chubenko, P.P. Kim
UTILIZATION OF A PIRITE CINDER AS A CATALYST OF GETTING SULFUR DIOXIDE FROM SULFURIC WASTE ACID
Thermolysis of sulphuric acid waste solutions on pyrite cinder has been investigated. Simultaneous heat and mass tranfer in the reactor have been considered. The process is stated to take place in intradiffusion area. Kinetic characteristics such as: degree of decomposition, rate constants of non-catalytic and catalytic reactions, and catalytic activity have been defined.
Key words: waste sulphuric acid, thermolysis, catalytic decomposition, sulfurous anhydride and pyrite cinder.
