Главная Контакты В избранное
  • Курсовой проект "Химическая технология топлив Расчет установки получения стирола"

    АвторАвтор: student  Опубликовано: 14-12-2020, 20:36  Комментариев: (0)

     

    Скачать: zaklyuchenie-s.37.zip [1,65 Mb] (cкачиваний: 0)  

     

     

    Химическая технология топлив

    Расчет установки получения стирола

    Пояснительная записка

    к курсовому проекту на 42 листах

     

     

    В курсовом проекте была рассчитана установка первичной переработки нефти: приведена характеристика нефти, выбран ассортимент получаемой продукции, выбрана схема и оборудование установки, составлен материальный баланс установки, рассчитана основная ректификационная колонна К-1, рассчитано теплообменное оборудование, выбраны насосы.

     

     

    Введение

     

    Постоянный научный и практический интерес к стиролу объясняется непрерывным расширением областей их применения.

    Более 65 %производимого стирола используется для производства полистирола. Оставшаяся часть используется в производстве акрилонитрил-бутадиен-стирола (АБС) и стирол-акрилонитрила (САН), ненасыщенных полиэстеров и стирол-бутадиенового каучука.

    Основными производителями стирола в России являются: ОАО «Нижнекамскнефтехим» (210 тыс. тонн в год), ОАО «ГазпромнефтехимСалават» (150 тыс. тонн),ЗАО «Сибур-Химпром» (55 тыс. тонн) и ОАО «Ангарская нефтехимическая компания»(51 тыс. тонн), (рис 1.). Значительные объемы производимого стирола экспортируются, в частности «Нижнекамскнефтехим». Около 5 % производимого стирола реализовывается в РФ и 95 % — по экспортным контрактам.

     

    Рисунок 1 –Производство стирола в России

     

    ОАО «ГазпромнефтехимСалават» производит стирол с 1968 года. В конце 2003 года на этом предприятии было введено в строй новое крупнотоннажное производство стирола. Часть получаемого стирола используется для собственных нужд предприятия (для производства различного вида пластиков), часть стирола продается российским предприятиям и значительный его объем идет на экспорт.

    Для производства стирола была применена двухступенчатая схема дегидрирования этилбензола под вакуумом. Данный процесс усовершенствовался в течение последних 65 лет и практически достиг своего предела. Качество вырабатываемого стирола (99,8%) соответствует мировым стандартам, поэтому он очень востребован.

     

     

    1 Теоретические основы процесса

    1.1 Стадия и химизм процесса дегидрирования этилбензола в стирол

    Основным промышленным способом получения стирола является дегидрирование этилбензола. Процесс каталитического дегидрирования этилбензола в стирол осуществляется в адиабатических реакторах, заполненных железоокисным катализатором, в присутствии водяного пара по уравнению реакции:

     

    ‑Н2

    2

    СН=СН2

     

    - Q

     

    - Q

    СН2‑СН3

     

     

     

     


    С6Н5С2Н5 → С6Н5С2Н3 + Н2

    этилбензол стирол водород

    Для протекания реакции необходимо подвести тепло, поскольку реакция эндотермична (тепловой эффект ~30 ккал/моль).

    Помимо основной реакции дегидрирования протекают побочные реакции. Побочные реакции протекают как с участием сырья, так и соединений, образующихся в процессе дегидрирования, а также примесей, содержащихся в сырье.

    С6Н5С2Н3+ 2Н2 → С6Н5СН3+ СН4

    стирол водород толуол метан

    С6Н5С2Н5 → С6Н6 + С2Н4

    этилбензол бензол этилен

    С6Н5С2Н5 → 7С + СН4 + 3Н2

    этилбензол углерод метан водород

    СН4 + 2Н2О → СО2 + 4Н2

    метан вода диоксид водород

    углерода

    С + Н2О → СО + Н2

    углерод вода оксид водород

    углерода

    СО + Н2О → СО2 + Н2

    оксид вода диоксид водород

    углерода углерода

    С6Н4С3Н8→ С6Н4С3Н6 + Н2

    изопропилбензол a‑метилстирол водород

    С6Н42Н5 )2 → С6Н42Н3 )2 + 2Н2

    диэтилбензол дивинилбензол водород

    6Н5С2Н3 → (С6Н5С2Н3)n

    стирол полистирол

    Под воздействием высоких температур в некаталитических зонах по свободно‑радикальному механизму возможно образование следующих основных примесей, наличие которых может повлиять на качество товарного стирола:

    С6Н5С2Н3 → С6Н5С2Н+ Н2

    стирол фенилацетилен водород

    С6Н5С2Н3 → С6Н5С2Н5 + (С6Н5 )2 + С6Н5С2Н2С6Н5

    стирол этилбензол дифенил стильбен

    С6Н5С2Н3 → С6Н5С2Н5 + С6Н42Н5)2

    стирол этилбензол диэтилбензол

    С2Н3С6Н4С2Н5 С6Н52Н3)2 + Н2

    этилстирол дивинилбензол водород

    С6Н5С2Н3+ Н2О → С6Н5С2Н3О + Н2

    стирол вода ацетофенон водород

     

    Вследствие того, что реакция идет с увеличением объема, на показатели процесса благоприятно сказывается понижение парциального давления – при этом повышается равновесная степень превращения этилбензола.

    Технологически эти условия выполняются за счет использования в процессе перегретого водяного пара и осуществления процесса дегидрирорования под вакуумом. Кроме того, водяной пар непрерывно удаляет с катализатора углерод, образующийся в процессе реакции.

    Применение катализатора позволяет увеличить скорость основной реакции и обеспечить высокую избирательность процесса дегидрирования при достаточно глубокой конверсии этилбензола в стирол.

    Необходимо учитывать отрицательное влияние хлора и серосодержащих соединений на железоокисный катализатор. Массовое содержание хлора и серы в этилбензольной шихте не должно превышать 0,0002% соответственно.

    При прочих равных условиях (температура, катализатор и т.п.) понижение давления в зоне реакции от избыточного до вакуума позволяет увеличить степень превращения этилбензола в стирол.

    Суммарное действие водяного пара, эффективного катализатора, а также снижение избыточного давления в зоне реакции позволяет достигнуть высоких показателей процесса.

    Так, снижение давления в зоне реакции на 0,01МПа дает увеличение селективности процесса до 0,4%, а конверсии до 0,6 %.

    Дегидрирование этилбензола осуществляется под вакуумом в двухступенчатом адиабатическом реакторе с промежуточным подогревом контактного газа. Тип реактора – радиальный с центральной подачей потока. Для выравнивания скорости во входном канале предусмотрено тело вращения заданного профиля. На входе в первую ступень реактора предусмотрен эффективный статический смеситель (типа SMV фирмы «Зульцер», Швейцария), обеспечивающий температурный градиент не более ± 2 оС.

    1.2 Условия проведения процесса:

    -температура (580¸645)оС на входе в слои катализатора;

    -объемная скорость подачи этилбензольной шихты в пределах (0,23¸0,45)ч‑1;

    -давление (0,045÷0,075) МПа (0,45÷0,75) кгс/см2 абс.

    Подогрев контактного газа, поступающего во вторую ступень реактора, производится в межступенчатом подогревателе кожухотрубчатого типа, который обогревается перегретым водяным паром, поступающим из печи поз.П‑201А.

    Ректификация углеводородного конденсата имеет конечной целью выделение стирола‑ректификата с концентрацией основного вещества не менее 99,8% масс, возвратного этилбензола, бензол‑толуольной фракции и кубовых остатков ректификации стирола.

    Выделение стирола путем ректификации при обычных условиях затрудняется из‑за его склонности к полимеризации при высоких температурах, даже в присутствии ингибитора. Для снижения температуры в кубах ректификационных колонн последние оборудованы насадкой фирмы «Зульцер». Процесс ректификации в этих колоннах ведется под вакуумом, создаваемым вакуум‑насосами.

    Стадии ректификации:

    -выделение стирола‑сырца и бензол‑толуол‑этилбензольной фракции;

    -выделение стирола‑ректификата и кубовых остатков ректификации стирола;

    -выделение стирола‑рецикла из кубовых остатков ректификации стирола (роторный пленочный аппарат);

    -выделение бензол‑толуольной фракции и возвратного этилбензола.

     

     

     

    2 Технологическая схема производства

     

    Этилбензольная шихта, состоящая из этилбензола-ректификата и возвратного этилбензола, из резервуара поступает в испаритель (поз.И1), куда на смешение подается вторичный водяной пар давления 0,4МПа.

    Количество водяного пара подаваемого в испаритель на смешение с этилбензольной шихтой составляет не менее 10% от массы этилбензольной шихты, поступающей в процесс.

    В испарителе (поз.И1) пары этилбензольной шихты испаряются и с температурой 1600С поступают в перегреватель (поз.Т1), где перегреваются до (530¸550)0С за счет тепла водяного пара, выходящего из подогревателя (поз.Т2) с температурой 6500С. Перегретые пары этилбензольной шихты из перегревателя (поз.Т1) поступают в смеситель реактора первой ступени дегидрирования (поз.Р1), где смешиваются с перегретым до 705°С водяным паром, поступающим из пароперегревательной печи (поз.П1.В).На перегрев в пароперегревательную печь (поз.П1.А,В) подается водяной пар 1,5 МПа из сети, вторичный водяной пар давления 0,4МПа из котла-утилизатора (поз. КУ1).

    Конечное соотношение этилбензольной шихты и водяного пара на входе в реактор (поз.Р1) должно составлять не менее 1:2 по массе.

    Нагрев водяного пара в печи (поз.П1.А,В) осуществляется: сжиганием природного газа из сети, несконденсированного газа из системы конденсации контактного газа отделения дегидрирования и абгаза с установки ректификации стирола.

    Перегретый до температуры 7700С водяной пар из печи (поз.П1.А) направляется в межтрубное пространство межступенчатого подогревателя (поз.Т2) для подогрева контактного газа, выходящего из реактора (поз.Р1) до температуры (580¸640)С.

    Этилбензольная шихта из перегревателя (поз.Т1) и перегретый водяной пар из печи (поз.П1.В) поступают в смесительную камеру, где происходит их смешение и с температурой не более 6400С поступают в реактор I ступени (поз.Р1). За счет эндотермической реакции дегидрирования и за счет теплопотерь температура выходящего из реактора (поз.Р1) контактного газа понижается до температуры (530¸600)0С, поэтому он подогревается в подогревателе (поз.Т2) до оптимальной температуры и поступает в реактор II ступени дегидрирования (поз.Р2).

    Контактный газ из реактора (поз.Р2) с температурой не ниже 5350С и давлением не более 0,075 МПа (0,75кгс/см2) поступает в теплообменник котла-утилизатора (поз. КУ1), где его тепло используется для получения вторичного водяного пара давления 0,4МПа, который направляется на перегрев в печь поз.П1.А,В.

    Охлажденный до температуры (175¸180)0С контактный газ из котла-утилизатора (поз. КУ1) поступает в пенный аппарат (поз.Е1), где он охлаждается до температуры 850С и очищается от катализаторной пыли водным конденсатом. Далее контактный газ охлаждается оборотной водой в конденсаторе (поз.Х1) и антифризом в холодильнике (Х2). Конечная температура конденсации составляет 400С.

    Несконденсированный газ (абгаз) после холодильника (поз.Х2) в качестве топлива поступает в пароперегревательную печь (поз.П1.А,В).

    Выделенный конденсат после конденсаторов и холодильников поступает в отстойник (поз.О1), где происходит отстой и разделение во- дно‑углеводородного конденсата на углеводородный и водный слой.

    Водный конденсат насосом (поз.Н1) направляется в пенный аппарат (поз.Е1) для отмывки углеводородного конденсата.

    Углеводородный конденсат насосом (поз.Н2) направляется в отделение ректификации.

    Разделение углеводородного конденсата производится методом ректификации.

    Углеводородный конденсат вместе с раствором ингибитора подается на питание колонны (поз.К1).

    Ректификационная колонна (поз.К‑1) предназначена для выделения бензол‑толуол‑этилбензольной фракции (дистиллят) и стирола‑сырца (кубовый продукт).

    Колонна работает под вакуумом.

    Остаточное давление верха не более 0,015МПа.

    Остаточное давление в кубе не более 0,0235МПа.

    Перепад давления в колонне не более 0,0105МПа.

    Температура верха не более 76С.

    Температура в кубе не более 98С.

    Пары с верха колонны (поз.К1) поступают в конденсатор (поз.Х3), где охлаждаются оборотной водой.

    Сконденсированная бензол‑толуол‑этилбензольной фракция углеводородный поступает в емкость(поз.Е2). Углеводородный конденсат (бензол‑толуол‑этилбензольная фракция) из емкости (поз.Е2) насосом (поз.Н4) в качестве флегмы подается на орошение в колонну, а балансовый, в качестве дистиллята, – на питание колонны (поз.К3).

    Подвод тепла к колонне (поз.К1) осуществляется через пленочный кипятильник (поз.Т3), обогреваемый водяным паром давления 0,25МПа.

    Ректификационная колонна (поз.К2) предназначена для выделения стирола‑ректификата. Кубовая жидкость колонны (поз.К1) насосом (поз.Н3) направляется в колонну (поз.К2) и разделяется там на стирол‑ректификат (дистиллят колонны) и кубовые остатки ректификации стирола (кубовый продукт).

    Колонна работает под вакуумом.

    Остаточное давление верха не более 0,0040МПа.

    Остаточное давление куба не более 0,019МПа.

    Перепад давления не более 0,0150МПа.

    Температура верха не более 53С.

    Температура в кубе не более 86С.

    Ректификационная колонна (поз.К3) предназначена для разделения бензол‑толуол‑этилбензольной фракции на бензол‑толуольную фракцию и возвратный этилбензол.

    Колонна работает под избыточным давлением.

    Давление верха колонны не более 0,13МПа.

    Давление куба в пределах (0,005÷0,15) абс.МПа.

    Температура верха колонны не выше 115С.

    Температура куба не выше 158С.

    В колонну (поз.К3) поступает дистиллят колонны (поз.К2).

     

    Таблица 1 – Спецификация оборудования

    Наименование

    Позиция

    Реактор

    Р1, Р2

    Испаритель

    И1

    Пароперегревательная печь

    П1.А,В

    Теплообменник

    Т1...3

    Конденсатор-холодильник

    Х1...3

    Котел-утилизатор

    КУ1

    Пенный аппарат

    Е1

    Отстойник

    О1

    Насос

    Н1...4

    Емкость

    Е2

    Колонна

    К1...3

     


     

    3 Характеристика качества целевых и побочных продуктов

    Показатели качества, нормы по ГОСТу, области применения исходных реагентов, сырья и изготавливаемой продукции приводятся в таблице А1 приложения А.

     

     
     

    4 Технологические расчеты процесса и основных аппаратов

     

    4.1 Материальный баланс производства

     

    Целью данного расчёта является определение и составление материального баланса установки по производству стирола дегидрированием этилбензола.

    Годовая производительность 220000 т/год.

    Рабочих дней в году 334.

    Рабочих часов 334*24=8016 часов.

    Получение стирола протекает по следующей реакции:

    С6Н5С2Н5 → С6Н5С2Н3 + Н2

    Этилбензол стирол водород

    Производительность установки стирола, кг/ч:

    Gст= Gгод∙1000/t, (1)

    где Gгод – годовая производительность, тыс.т/г;

    t – количество рабочих часов в году, t – 8016 часов.

    Gст = 220000,00∙1000/8016=27445,11 кг/ч

    Массовый состав товарного продукта:

    mст= Gст* wст, (2)

    где mi - количество i-компонента в товарном продукте, кг/ч;

    wi - массовая доля i-компонента в товарном продукте, кг/ч,;

    mст=27445,11∙ 0,998=27390,22 кг/ч

    mамс=27445,11∙ 0,001=27,45 кг/ч

    mдивинилбензола=27445,11∙ 0,001=27,45 кг/ч

    Потери стирола в процессе его производства, кг/ч:

    потМст =mст∙ (v1+v2),(3)

    гдеv1–потери стирола с кубовыми остатками в пленочном аппарате, v1=0,03%;

    v2- потери стирола с бензол-толуольной фракцией в колонне (поз.К3), v2=0,08%;

    потМст= 27390,22 ∙ (0,03+0,08) / 100 = 30,13 кг/ч.

    Всего образуется стирола по реакции дегидрирования, кг/ч:

    Мст = 27390,22+30,13 = 27420,35 кг/ч.

    Необходимо этилбензола на образование стирола по уравнению реакции, кг/ч:

    Мэб' = Мст ∙Мrэб/ Мrст,(4)

    где Мrэб — молекулярная масса этилбензола, кг/кмоль ,Мrэб= 106 кг/кмоль;

    Мrст — молекулярная масса стирола, кг/кмоль ,Мrст= 104 кг/кмоль;

    Мэб' =27420,35 ∙ 106 /104 = 27947,66 кг/ч.

     

    Сучетом конверсии и селективности всего необходимо подавать этилбензола, кг/ч:

    Мэб= Мэб' / (К ∙ S),(5)

    где К – конверсия этилбензола;

    S – селективность реакции;

    Мэб=27974,66/ (0,63∙0,975) = 45524,79 кг/ч

    Исходя из этого, количество непрореагировавшего (возвратного) этилбензола равно, кг/ч:

    Мэбнепрэб∙(1 – К),(6)

    Мэбнепр=45527,79 ∙ (1-0,63) = 16850,83 кг/ч

    Тогда свежего этилбензола расходуется, кг/ч:

    Мэбсв= Мэб − Мэбнепр , (7)

    Мэбсв= 45527,79 – 16850,83 = 28676,96 кг/ч

    Количество сырья, подаваемого в процесс, кг/ч:

    Gэбэбсв ∙ 100/ w, (8)

    где w – массовая доля этилбензола в сырье, %;

    Gэб= 28676,96∙ 100/ 97,5= 29412,26 кг/ч

    Тогда определим состав и расход свежего этилбензола. Данные сведем в таблицу 2.

     

     

    Таблица 2 – Состав и расход этилбензольной шихты

    Компонент

    Содержание, % масс.

    Расход, кг/ч

    Этилбензол

    97,50

    28676,95

    Толуол

    0,8

    235,30

    Стирол

    1,00

    294,12

    ИПБ

    0,34

    100,00

    Диэтилбензол

    0,36

    105,89

    Всего

    100

    29412,26

    Кроме основного продукта (стирола) образуется ряд побочных, таких как кубовые остатки ректификации стирола (КОРС), несконденсированный газ (абгаз) и бензол-толуольная фракция (легкая смола).

    КОРС состоит из полистирола – 71,6%, α-метилстирола – 13,8% и дивинилбензола – 14,6%. α-метилстирол, полистирол и дивинилбензол образуются по следующим реакциям:

    С6Н4С3Н8→ С6Н4С3Н62

    изопропилбензол a‑метилстиролводород

    6Н5С2Н3 → (С6Н5С2Н3)n

    стирол полистирол

    С6Н42Н5)2 → С6Н42Н3 )2 +2Н2

    диэтилбензол дивинилбензол водород

    Тогда mамс=100 ∙118/120=84,20 кг/ч

    mполистирола=mстирола=294,12 кг/ч

    mдивинилбензола=105,89 ∙130/134 ==88,60 кг/ч

    Учитывая, что полистирол полностью содержится в КОРСе, тогда

    mКОРСа=294,12 ∙100/71,6=410,85 кг/ч

    Отсюда содержание остальных веществ в КОРСе составит, кг/ч:

    mамс=410,85 ∙13,8/100=56,75 кг/ч

    mдивинилбензола=410,85 ∙14,6/100 ==59,98 кг/ч

    Так как со смолой теряется 0,03% стирола, то общее количество смолы составит:

    Gсмолы=410,85+27390,22 ∙0,0003 = 419,07 кг/ч

    Абгаз в основном состоит из водорода, диоксида углерода и небольших количеств метана и этилена, образующихся по следующим реакциям:

    С6Н5С2Н5 → С6Н5С2Н3 + Н2

    Этилбензол стирол водород

    С6Н5С2Н5 → С6Н6 2Н4

    этилбензол бензолэтилен

    С6Н5С2Н5 → 7С+ СН4 +3Н2

    этилбензол углеродметан водород

    С +2Н2О → СО2 +2Н2

    углерод вода диоксид водород

    углерода

    При условии, что селективность первой реакции 97,5%, второй – 2,0%, третьей – 0,5%,то:

    По первой и третьей реакции водорода образуется, кг/ч:

    Gн2= 45527,79∙0,63∙0,975∙2/106 = 572,65 кг/ч

    Gн2= 45527,79∙0,63∙0,005∙3∙2/106 = 8,12 кг/ч

    Этилена по второй реакции образуется, кг/ч:

    Gэтилен= 45527,79∙0,63∙0,02∙28/106 =151,53 кг/ч

    Метана и углерода по третьей реакции образуется, кг/ч:

    Gметан= 45527,79∙0,63∙0,005∙16/106 =21,64 кг/ч

    Gуглерод= 45527,79∙∙0,63∙0,005∙7∙12/106 =113,64 кг/ч

    Учитывая, что водяной пар непрерывно удаляет углерод с катализатора, то можно заключить, что весь углерод превращается в диоксид углерода. Тогда по четвертой реакции диоксида углерода и водорода образуется, кг/ч:

    Gоксид углерода = 113,64∙44/12 =416,68 кг/ч

    Gн2= 113,64∙4/12 = 37,88 кг/ч

    Общее количество абгаза, кг/ч:

    Gабгаза= 572,65+8,12 +151,53 +21,64 + 416,68 +37,88 = 1184,18 кг/ч

    Рассчитаем количество образующейся легкой смолы.

    Поступающий свежий этилбензол содержит 0,8% толуола, тогда его количество равно, кг/ч:

    Gтолуола=29412,26∙0,8 / 100 = 235,30 кг/ч

    А по второй реакции бензола образуется, кг/ч

    Gбензола= 45527,79∙0,63∙0,005∙78/106 =105,52 кг/ч

    Учитывая, что с легкой смолой теряется 0,08% стирола, то общее количество легкой смолы составит:

    Gлег. смолы =235,30 +105,52 +27390,22 ∙0,0008 = 356,83 кг/ч

    Тогда количество потерь на производстве стирола составляет, кг/ч:

    Gпотерь =G - (Gст+ Gсмолы + Gабгаза+Gлег. смолы),(9)

    Gпотерь=29412,26– (27445,11+ 419,07 + 1184,18 + 356,83) = 7,07 кг/ч.

    Материальный баланс производства сведем в таблицу 3.

    Таблица 3 – Материальный баланс производства

    Материальный поток и его компоненты

    Количество потока

    Проектируемое производство

    кг/ч

    массовые %

    т/год

    I Приход

    Этилбензол

    29412,26

    100,00

    235768,68

    Итого:

     

     

     

    II Расход

    1. Стирол

    27445,11

    93,32

    220000,00

    2. Побочные продукты, в т.ч.

     

    а) Абгаз

    1184,18

    4,03

    9492,39

    б) КОРС

    419,07

    1,42

    3359,27

    в) Легкая смола

    356,83

    1,21

    2860,35

    3. Потери

    7,07

    0,02

    56,67

    Итого:

    29412,26

    100

    235768,68

    4.2 Расчет реактора дегидрирования

    Дегидрирование этилбензола осуществляется под вакуумом в двухступенчатом адиабатическом реакторе с промежуточным подогревом контактного газа. Тип реактора – радиальный с центральной подачей потока. Для выравнивания скорости во входном канале предусмотрено тело вращения заданного профиля. На входе в первую ступень реактора предусмотрен эффективный статический смеситель (типа SMV фирмы «Зульцер», Швейцария), обеспечивающий температурный градиент не более ± 2 оС.

    Условия проведения процесса:

    -температура (580¸645)оС на входе в слои катализатора;

    -объемная скорость подачи этилбензольной шихты в пределах (0,23¸0,45)ч‑1;

    -давление (0,045÷0,075) МПа (0,45÷0,75) кгс/см2абс.

     

    4.2.1 Основные размеры реактора

    Определим необходимый объем катализатора в реакторе. Его можно найти по формуле:

    VK=Vc/ν, (10)

    где ν - удельная производительность катализатора, ч-1;ν = 0,4 ч-1;

    Vc - объемный расход жидкого углеводородного сырья, м /ч:

    Vc = Gc/pc, (11)

    где Gc - массовый расход сырья, кг/ч; Gc = 46263,09 кг/ч;

    рс - плотность сырья, кг/м3; рс = 866 кг/м;

    Vc = 46263,09 / 866 = 53,42 м3/ч.

    VK= 53,42/0,41 = 131,3 м3.

    На каждый из двух реакторов получим необходимый объем катализатора:

    VK' = 131,3/2=65,65м3

    Принимаем объем катализатора в реакторе равным 66 м3 .

    Определим общую высоту слоя катализатора и самого аппарата.

    Катализатор в реакторе засыпан в перфорированный полый цилиндр.

    Имея диаметр заводского реактора d — 4,2 м, можем рассчитать высоту катализаторного слоя. Примем, что наружный диаметр перфорированного цилиндра 3,2 м, а внутренний – 1,5 м, тогда

    Vвнеш= π∙d2∙hк/4,(28)

    Vвнутр= π∙d2∙hк/4, (12)

    Vвнеш - Vвнутр= VK', (13)

    Отсюда высота слоя катализатора, м:

    hK=4 ∙VK' / (π ∙ (d2- d2)), (14)

    hK=4 ∙ 66 / 3,14 ∙ (3,22 – 1,52) = 10,52 м

    А высота рабочей части катализатора (hраб) будет равна высоте перфорированной части цилиндра, то есть hраб= 9,1 м ( по данным регламента установки).

    Примем высоту над слоем катализатора 1,0 м, под катализатором – 1,5 м, тогда общая высота реактора составит, м:

    Нр= 10,52 + 1,0 + 1,5 = 13,02 м

    Найдем высоту реактора со смесительным шнеком. Высота смесителя по данным регламента 6,0 м, тогда, учитывая ,что на 1/3 он находится внутри реактора, получим:

    Нр= 13,02 + 6,0∙ 2/3 = 17,02 м

    Определим общий объем реактора, м :

    Vр = π∙d2∙Нр / 4, (15)

    Vр = 3,14∙ 4,22 ∙ 13,02 / 4 = 176,03 м3

    Приемлемость принятой формы реактора дополнительно проверяется

    гидравлическим расчётом реактора. Потери напора в слое катализатора недолжны превышать 0,025 Мпа.

     

    4.2.2 Расчет потери давления в слое катализатора

     

    Потеря напора в слое катализатора вычисляется по формуле:

    , (16)

    где ∆P – перепад давления в слое катализатора, кг/м2;

    b – ширина слоя катализатора, м; b = 0,85 м;

    ε – порозность слоя;

    ν – линейная скорость движения потока, фильтрующегося через слой катализатора, м/с;

    µ – динамическая вязкость, Па∙с;

    dЭКВ – эквивалентный диаметр частиц, м;

    ρСМ – плотность газа, кг/м3;

    g – ускорение свободного падения, м/с2; g = 9,81 м/с2.

    1)Порозность слоя вычисляется следующим образом:

    (17)

    где γн– насыпная плотность катализатора, г/см3;

    γк – кажущаяся плотность катализатора, г/см3.

    = 0,478

    2)Линейная скорость потока равна:

    ν=Vсм / Sб,(18)

    где Vсм – секундный объёмный расход реакционной смеси, м3/с;

    Sб – площадь внутренней боковой поверхности слоя катализатора, м2.

    Поперечное сечение слоя катализатора равно, м2:

    Sб= 2 ∙ π ∙ rвн∙ hраб, (19)

    Тогда ν=Vсм / 2 ∙ π ∙ rвн∙ hраб, (20)

    Секундный объемный расход, м3/с:

    Vсм = G / pср ,(21)

    где G – массовый расход реакционной смеси, кг/с; G = 39,84 кг/с;

    pср – средняя плотность парогазовой смеси, кг/м3.

    pср =tpэб ∙хэб+tpпара ∙ хпара,(22)

    где хэб, хпара – доля этилбензола и пара в смеси соответственно; хэб = 0,32, хпара=0,68;

    tpэб,tpпара – соответствующие плотности ЭБ и пара, кг/м3.

    Плотность любого газа на основании уравнения Клайперона может быть рассчитана по формуле,[2]:

    (23)

    где М – мольная масса газа, кг/кмоль;

    р – давление в реакторе, Па;

    Т – температура в реакторе, 0К;

    р0 – давление при н.у., р0 = 1,013∙105 Па.

    Тогда плотность водяного пара будет рана, кг/м3:

    Плотность углеводородов с учетом температуры, кг/м3

    Тогда pср = 0,71 ∙0,32 + 0,12 ∙ 0,68 = 0,309 кг/м3,

    Теперь рассчитаем секундный объемный расход, м3/с:

    Vсм = 39,84 / 0,309 = 128,9 м3/с,

    ν= 128,9 / 2 ∙ 3,14 ∙ 0,75 ∙ 9,1 = 3,0 м/с

    Эквивалентный диаметр цилиндрической формы катализатора:

    (24)

    где VЧ – объем цилиндрической формы катализатора, м3.

    (25)

    где d – диаметр цилиндрической формы катализатора, м; d = 0,0033м;

    h – высота (длина) цилиндрической формы катализатора, м; h = 0,008 м.

    Определим динамическую вязкость газовой смеси, Па∙с:

    Динамическая вязкость реакционной смеси определяется по её средней молекулярной массе:

    , (26)

    где Gп – расход водяного пара в реактор, кг/ч;

    Mп – молекулярная масса водяного пара, кг/кмоль.

    G – расход ЭБ в реактор, кг/ч;

    M – молекулярная масса ЭБ, кг/кмоль.

    По уравнению Фроста находим динамическую вязкость реакционной смеси, :

    (27)

    где Тср – средняя температура в реакторах, К; К=930 К.

    По полученным данным рассчитываем:

    = 1359,36 ∙ 0,85 = 1155,46 Па или 0,001 МПа

    Так как потеря напора в слое катализатора не превышает предельно допустимых значений 0,025 МПа, то к проектированию принимаем ранее рассчитанную форму реактора.

     

    4.3 Расчет насадочной ректификационной колонны (поз. К2)

    Ректификационная колонна (поз.К2) предназначена для выделения бензол‑толуол‑этилбензольной фракции (дистиллят) и стирола‑сырца (кубовый продукт). Для снижения температуры в кубах ректификационные колонны оборудованы насадкой фирмы «Зульцер». Процесс ректификации в этих колоннах ведется под вакуумом, создаваемым вакуум‑насосами. Режим работы колонны:

    Остаточное давление верха не более 0,015МПа.

    Остаточное давление в кубе не более 0,0235МПа.

    Перепад давления в колонне не более 0,0105МПа.

    Температура верха не более 76оС.

    Температура в кубе не более 98оС.

    Для обеспечения эффективного массообмена желательно, чтобы гидродинамический режим работы колонны был возможно ближе к режиму захлебывания, но не достигал его, то есть рабочая скорость пара в колонне W должна быть меньше, чем скорость захлебывания Wзахл. Обычно принимают, что эти скорости связаны соотношением:

    W = (0,75 ÷ 0,85) Wзахл, (28)

    Для расчета скорости захлебывания можно применить следующее уравнение

    (29)

    где – плотность жидкой фазы (стирола), кг/м3, = 906 кг/м3;

    – плотность паровой фазы (ЭБ), кг/м3,

    Плотность паровой фазы найдем по уравнению (30), кг/м3:

    W = 0,75 ∙ 0,97 = 0,73 м/с

    Теперь по заданной величине паровой нагрузки G определим диаметр колоны Dк.

    Расчет основных размеров

    1) Расчет диаметра колонны

    Расчет диаметра проводится по уравнению расхода:

    V = S ∙ W,(30)

    где V – объемный расход паровой фазы, м3/с;

    W – рабочая скорость пара в колонне, м/с.

    Объемный расход проходящего через колонну пара равен:

    (31)

    гдеR – флегмовое число, примем R=2;

    Tср– средняя температура в колонне, К;

    (32)

    Тогда

    Для круглого поперечного сечения расход равен

    (33)

    Откуда диаметр аппарата, м2:

    (34)

    По каталогу выбираем диаметр колонны, равный 3,0 м.

    2) Расчет высоты колонны

    Общая высота насадки по данным регламента 35,9 м. Она расположена в пять слоев. Примем расстояние между насадками 4,0 м, а расстояние над верхним и нижним слоем насадки 7,0 м, отсюда найдем общую высоту колонны, м:

    Н = 35,9 + 4 ∙ 4,0 + 7,0 + 7,0 =65,9м.

    Предельно допустимое значение гидравлического сопротивления 0,0105 МПа.

    Гидравличеческое сопротивление орошаемой насадки ∆p обычно представляют виде суммы сопротивления сухой насадки ∆pс и сопротивления, обусловленного взаимодействием потоков пара и жидкости ∆pп-ж, то есть:

    (35)

    (36)

    где А1– коэффициент, показывающий во сколько раз сопротивление орошаемой насадки больше, чем для сухой;

    λ – коэффициент гидравлического сопротивления;

    Н – высота насадочного слоя, м;

    - эквивалентный диаметр каналов насадки, м2;

    – свободный объем насадки, м33; = = 0,94 м33.

    1) Коэффициент А1 определяется из выражения:

    (37)

    где С –коэффициент, который находят по графику в зависимости от величины орошения рабочей скорости пара к скорости захлебывания, С = 3,5;

    – вязкость паровой и жидкой фазы соответственно, = 0,74 мПа;

    L, G – массовые расходы жидкости и пара, кг/с.

    Вязкость паровой фазы найдем по формуле (44):

    2) Эквивалентный диаметр находим по формуле:

    = 4 ∙ /f, (38)

    где f – удельная поверхность насадки, м23,f= 390 м23.

    = 4 ∙ 0,94 / 390 = 0,096 м2 ,

    3) Коэффициент гидравлического сопротивления λ является функцией критерия Рейнольдса для пара и зависит от режима движения пара. Для данной насадки ( регулярной насадки при работе под вакуумом) :

    при Re 120 λ = 85 / Re

    при Re 120 λ = 30 / Re0,8

    В приведенных уравнениях критерий Рейнольдса определяется по формуле:

    (39)

    Тогда коэффициент гидравлического сопротивления λ будет равен

    λ = 30 / 374,8 0,8 = 0,26

    Теперь мы можем рассчитать гидравличеческое сопротивление орошаемой насадки ∆p, МПа:

    Данное значение не превышает предельно допустимого 0,0105 МПа.

     

     

    4.3 Технологический расчет сырьевого насоса

     

    Определяем подачу насоса по следующей формуле:

    ;(40)

    где ρt - плотность сырья при температуре перекачки, которая определяется по формуле:

    (41)

    где α – поправочный коэффициент.

     

    Подставляем числовые значения в формулу (58):

    Полученное значение плотности подставляем в формулу (57):

    м3

    Выбираем центробежный насос типа ТКА63/80-ІІ. Характеристики представим в таблице.

     

    Таблица 4 – Характеристики насоса типа ТКА63/80-ІІ.

    Подача, V

    32 м3

    Напор, H

    80 м

    Частота вращения, n

    3000 об/мин

    Мощность, Nн

    5,5÷22 кВт

     

    Уменьшенное число оборотов насоса:

     

    n1=n-100 ;

    n1=3000-100=2900 об/мин.

     

    Производительность насоса при этом:

    ;(42)

    м3/ч.

    Вычислим напор:

    ;(43)

    м.

    Принимаем поперечное сечение S=0,9 м2.

    Вычислим среднюю объемную скорость подачи:

    (44)

    м/с.

    Вычислим среднюю массовую скорость подачи:

     

    (45)

    кг/(м2·с).

    Вычислим коэффициент быстроходности центробежного насоса ns:

    (46)

    .

    Удельный вес жидкости при температуре перекачки

     

    (47)

    н/м2.

     

    Полезная мощность насоса определяется по уравнению:

    (48)

    кВт.

    Принимаем полный КПД насоса ηН=0,65.

    Определяем мощность на валу насоса:

    (49)

    кВт.

    Принимаем КПД. передачи от двигателя к насосу η=1.

    Определим мощность двигателя:

    (50)

    кВт.

    Принимаем коэффициент запаса мощности k=1,2

    Фактическая мощность двигателя:

     

    (51)

    кВт.

     

    Вывод: Выбираем насос марки ТКА-63/80-ІІ, мощностью электродвигателя 12 кВт.

     

     
     

    5 Безопасность жизнедеятельности и экология

     

    5.1 Опасные и вредные факторы производства стирола:

     

    - возможна загазованность рабочей зоны на территории наружной установки, пропуск продуктов через неплотности фланцевых соединений оборудования и трубопроводов, через сальниковые уплотнения запорно-регулирующей арматуры;

    - наличие движущихся частей насосного оборудования, подъемно-транспортных механизмов;

    - повышенная температура оборудования, аппаратов и трубопроводов, и среды содержащейся в них;

    - пониженная температура окружающего воздуха в зимний период при нахождении на территории наружной установки;

    - повышенный уровень шума от вращающихся частей насосного оборудования, движения продуктов по трубопроводам на территории установки;

    - наличие токоведущих частей находящихся под напряжением (от 220 В до 5 кВ) к насосному и технологическому оборудованию, освещению;

    - возможно накопление статического заряда на элементах конструкций трубопроводов, вследствие движения диэлектриков по трубопроводам;

    - повышенный уровень вибрации при работе насосного оборудования;

    - отсутствие естественного освещения в помещении управления;

    - недостаточное освещение рабочей зоны наружной установки в вечерне-ночное время;

    - расположение оборудования на значительной высоте относительно поверхности земли, возможно падение персонала с высоты.

    - возможно падение груза с высоты при проведении

    5.2 Характеристика токсичности, пожаро- и взрывоопасности веществ обращающихся на производстве

     

    Сырьем для получения стирола являются: этилбензольная шихта, бензол, толуол, в результате переработки которых выделяются: стирол и побочные продукты. В процессе переработки применяются водяной пар, жидкий этилен, катализаторы КДЭ-1, ингибитор и др.

     

    5.3 Индивидуальные и коллективные средства защиты работающих

     

    Для защиты обслуживающего персонала от воздействия углеводородными газами и реагентами применяется:

    - промышленные фильтрующие противогазы с коробкой марки БКФ;

    - шланговые противогазы марки ПШ-1 и ПШ-2;

    - спецодежда, спецобувь, защитные каски;

    - защитные очки и резиновые перчатки.

    При ремонтных работах применяются: монтажные пояса, прорезиненный, водонепроницаемый костюм с резиновыми сапогами при работе в колодцах и приямках.

    Все виды ремонтных работ на установке производятся в спецодежде, спецобуви и обязательно в каске. Ношение фильтрующего противогаза и касок на территории установок для всего персонала обязательно. Работы в закрытой аппаратуре, в колодцах должны производиться в шланговых противогазах.

    Средства коллективной защиты, в зависимости от назначения, подразделяются на следующие классы:

    - средства нормализации освещения производственных помещений и рабочих мест;

    - средства защиты от шума, вибрации;

    - средства защиты от поражения электрическим током;

    - средства защиты повышенных или пониженных температур оборудова­ния, материалов, изделий, заготовок;

    - средства защиты от воздействия механических факторов;

    - средства защиты от воздействия химических факторов.

    5.4 Пожарная безопасность

     

    Основные требования пожарной безопасности производства:

    - на территории цеха применение открытого огня, зажигательных средств и переносных искрообразующих приборов разрешается только после оформления наряда-допуска;

    - курение разрешается только в специально отведенном месте;

    - при производстве газоопасных работ в газоопасных местах применять инструмент, исключающий искрообразование из цветных металлов или густо смазанный солидолом;

    - отогревание кранов, аппаратов, трубопроводов в цехе и на установке допускается только с помощью горячей воды или пара, отогревание открытым пламенемзапрещено;

    - рабочие места должны содержаться в чистоте и порядке в течении всего времени работы. Пролитые реагенты, нефтепродукты, вода, смазочные масла должны немедленно убираться. При этом горючие жидкости засыпаются песком, который убирается из цеха в отведенное место.

    Способы и необходимые средства пожаротушения применяемые для тушения пожара:

    - для тушения пожара, вокруг цеха предусматривается кольцевая сеть противопожарного водопровода с пожарными гидрантами, на расстоянии не более 80 м друг от друга, лафетные стволы на расстоянии не более 60 м друг от друга;

    - блоки колонн, высотой 20 м и более, обеспечены стояками - сухотрубами, кроме того, колонны оборудованы водяными оросительными системами (кольца орошения);

    - помещение компрессорной оборудовано внутренним противопожарным водопроводом;

    - предусмотрено два тупиковых ввода сети противопожарного во­допровода высокого давления для подачи воды к лафетным стволам, задвижки, установленные на линии подключения лафетных стволов к сети, размещены в колодцах и снабжены колонками управления;

    - пожарная вода применяется для тушения всех очагов пожара за исключением электрооборудования и веществ, которые при соприкосновении с водой воспламеняются или реагируют с выделением взрывоопасных газов, а также легко воспламеняющихся жидкостей, применяется ручной пенный огнетушитель ОХП-10;

    - огнетушители типа ОУ-2, ОУ-5, ОУ-8, ОУ-25 предназначены для тушения электрооборудования и небольших очагов пожара (при использовании указанных огнетушителей руки должны быть защищены, во избежание обмораживания);

    - огнетушители УП-1, УП-2М предназначены для тушения ЛВЖ, этими огнетушителями можно тушить загорание всех видов машин и аппаратов, в которых применяется ЛВЖ, а также электромоторы, генераторы электрического тока и другие электроприборы;

    - асбестовые одеяла, песок, кошма - применяются при тушении небольших очагов пожара;

    - для тушения отдельных очагов пожара можно применять азот или пар.

     

    5.5 Электробезопасность

     

    Изоляция токоведущих частей (защитное изолирование) - способ защиты от прикосновения к токоведущим частям. Принцип его действия основан на покрытии токоведущих частей изоляционным материалом в соответствии с ГОСТ12.1.019-79.

    Производственное основное, дежурное и аварийное освещение спроектировано в соответствии с действующими нормативно-техническими документами проектной организацией ВОАО«Синтезкаучукпроект».

    Освещение на наружной установке производиться в соответствии со СНиП 23.05-95, группе и категории взрывоопасной смеси в соответствии с ГОСТ12.01.010-76, Правилами устройства электроустановок, светильниками РСП 62-250.

    От электрических разрядов во время грозы по периметру установок выполнены молниеотводы. Молниезащита и защита от электрической и электромагнитной индукции и заноса высоких потенциалов (в результате вторичных проявлений молний) сооружений установок выполнены в соответствии с требованиями «Инструкции по устройству молниезащиты зданий и сооружений» .

     

     
     

    Заключение

    Технология производства стирола дегидрированием этилбензола относится к одностадийным химическим процессам. В качестве исходного сырья используется доступный этилбензол, получаемый алкилированием бензола олефинами. Применяемые в промышленности технологические решения с введением пара между двумя-тремя слоями катализатора, использование встроенных в реактор теплообменных устройств, а также эффективная каталитическая система позволяют при достаточно высокой селективности около 90% добиться конверсии этил бензол а за один проход на уровне 60-75%. Рециркуляционный поток бензола, связывающий разделительную и реакторную подсистемы технологии, обеспечивает полную конверсию исходного сырья.


    скачать dle 10.6фильмы бесплатно