Производство стирола

Размещено на http://www.allbest.ru/

Размещено на http://www.allbest.ru/

1. Технологическая часть

1.1 Выбор и обоснование технологической схемы производства

Основными промышленными методами получения стирола являются каталитические процессы газофазного дегидрирования этилбензола и эпоксидирования пропилена гидропероксидом этилбензола.

По технико-экономическим показателям производство стирола каталитическим газофазным дегидрирования этилбензола наиболее выгодно, и этот процесс остается в настоящее время определяющим.

Дегидрирование этилбензола осуществляют в адиабатическом двухступенчатом реакторе (со встроенным промежуточным теплообменником) на железохромкалиевом катализаторе по реакции:

С₆Н₅-СН₂-СН₃-С₆Н₅-СН=СН₂+Н₂, -ДН⁰₂₉₈=-117,57 кДж/моль.

Процесс ведут под давлением до 0,5 МПа при температуре 580-610 °С, массовом отношении водяной пар:этилбензол, равном (1,7-2,1):1, и объемной скорости по жидкому этилбензолу 0,5 ч^-1. В этих условиях степень конверсии этилбензола составляет 55-60%, селективность по стиролу 88-90%.

1.2 Характеристика сырья и готовой продукции

Этилбензол -- органическое вещество класса углеводородов.

Обладает свойствами ароматических соединений. При действии Cl₂ или Вr₂ на этилбензол в газовой фазе в отсутствие катализатора на свету или при т-ре кипения этилбензола происходит замещение в боковой цепи с образованием 1-галогенэтил- и 2-галогенэтилбензолов. Галогенирование в жидкой фазе при низких температурах в присутствии катализаторов приводит к о- и n-галогенпроизводным.

Нитрование и сульфирование идет в бензольное кольцо с образованием соответствующих моно-, ди- и тринитропроизводных.

При окислении СrО₃ или разбавленной HNO₃ этилбензол превращается в бензойную кислоту и ацетофенон, при окислении раствором Na₂Cr₂O₇ в автоклаве при температуре 250 °С в течение 1 ч - в натриевую соль фенилуксусной кислоты (выход 89%).

Жидкофазное окисление этилбензола в присут. ацетата Мn приводит к б-фенилэтиловому спирту, который при 300 °С в присутствии TiO₂ превращается в стирол.

При окислении кислородом воздуха при 130 °С и 0,5 МПа этилбензол образует гидропероксид, который при 110 °С в присутствии нафтенатов W или Мо с пропиленом образует пропиленоксид и б - фенилэтиловый спирт.

При пропускании паров при 360 °С над катализатором на основе оксидов Zn или Сr этилбензол с выходом 90-92% дегидрируется в стирол.

Этилбензол содержится в сырой нефти, продуктах каталитического риформинга нефтяных фракций и легких фракциях смолы коксования угля, откуда он может быть легко выделен.

В промыщленности этилбензол получают главным образом алкилированием бензола этиленом в присутствии А1С1₃ при температуре 400-450 °С; разработаны также процессы алкилирования в присутствии BF₃ на модифицированном оксиде А1, Н₃РО₄ на кизельгуре, молекулярных ситах.

Этилбензол - исходное вещество в производстве стирола, добавка к моторному топливу для повышения октанового числа, растворитель.

Этилбензол раздражает кожу, оказывает судорожное действие; ЛД50 3,5 г/кг (мыши, внутрижелудочно). ПДК в атмосферном воздухе 0,02 мг/м³, в водоемах хозяйственно-бытового пользования 0,01 мг/л. Т_воспл.=15 °С, Т_{самовоспл}=432 °С, КПВ 0,9-3,9% по объему.

Объем мирового производства около 17 млн. т в год (1987); объем производства в России 0,8 млн. т в год (1990).

Стирол C₈H₈ (фенилэтилен, винилбензол, этиленбензол) -- бесцветная жидкость со специфическим запахом. Стирол практически нерастворим в воде, хорошо растворим в органических растворителях, хороший растворитель полимеров. Стирол относится к третьему (ГОСТ 12.1.005-88) классу опасности.

Большую часть стирола (около 85 %) в промышленности получают дегидрированием этилбензола при температуре 600--650°С, атмосферном давлении и разбавлении перегретым водяным паром в 3 -- 10 раз. Используются оксидные железо-хромовые катализаторы с добавкой карбоната калия.

Другой промышленный способ, которым получают оставшиеся 15 %, заключается в дегидратации метилфенилкарбинола, образующегося в процессе получения оксида пропилена из гидропероксида этилбензола. Гидропероксид этилбензола получают из этилбензола некаталитическим окислением воздухом.

Разрабатываются альтернативные способы получения стирола. Каталитическая циклодимеризация бутадиена в винилциклогексен, с его последующим дегидрированием. Окислительное сочетание толуола с образованием стильбена; метатезис стильбена с этиленом приводит к стиролу. Взаимодействием толуола с метанолом также может быть получен стирол. Кроме того, активно разрабатывались способы выделения стирола из жидких продуктов пиролиза. На сегодняшний день, ни один из этих процессов не является экономически выгодным и в промышленном масштабе не реализован.

В лабораторных условиях может быть получен нагреванием до 320 °С полистирола с его моментальным отведением.

Стирол легко окисляется, присоединяет галогены, полимеризуется (образуя твердую стекловидную массу -- полистирол) и сополимеризуется с различными мономерами. Полимеризация происходит уже при комнатной температуре (иногда со взрывом), поэтому при хранении стирол стабилизируют антиоксидантами (например, третбутилпирокатехином, гидрохиноном). Галогенирование, например, в реакции с бромом, в отличие от анилина идёт не по бензольному кольцу, а по виниловой группе с образованием (1,2-дибромэтил) бензола.

Стирол применяют почти исключительно для производства полимеров. Многочисленные виды полимеров на основе стирола включают полистирол, пенопласт (вспененный полистирол), модифицированные стиролом полиэфиры, пластики АБС (акрилонитрил-бутадиен-стирол) и САН (стирол-акрилонитрил). Также стирол входит в состав напалма.

Стружка из полистирола, растворенная в стироле, образует идеальный клей для полистирола: под действием тепла и остатков полимеризаторов клеевой шов достаточно быстро полимеризуется и полностью исчезает, т.о., 2 детали превращаются в единый монолит.

Стирол -- яд общетоксического действия, он обладает раздражающим, мутагенным и канцерогенным эффектом и имеет очень неприятный запах (порог ощущения запаха -- 0,07мг/мі). При хронической интоксикации у рабочих бывают поражены центральная и периферическая нервная система, система кроветворения, пищеварительный тракт, нарушается азотисто-белковый, холестериновый и липидный обмен, у женщин происходят нарушения репродуктивной функции. Стирол проникает в организм в основном ингаляционным путём. При попадании на слизистые оболочки носа, глаз и глотки паров и аэрозоля стирол вызывает их раздражение. Содержание метаболитов бензола в моче -- миндальной, фенилглиоксиновой, гинуриновой и бензойной кислот -- используют в качестве экспозиционного теста.

Средняя летальная доза составляет около 500-5000 мг/мі (для крыс). Стирол относится к третьему классу опасности.

1.3 Материальный баланс производства

Исходные данные: годовая производительность по стиролу-ректификату 340000 т; годовой фонд рабочего времени 7920 ч; массовая доля стирола в стироле-ректификате 99,85 %; состав свежего этилбензола: этилбензол-99,965%, бензол-0,035%;состав возвратного этилбензола: этилбензол-93,94%,стирол-2,76%, толуол-3,30%; потери на стадии ректификации стирола-1,25 %, этилбензола-0,08 %; суммарная степень конверсии этилбензола 0,56; селективность по стиролу 0,89; массовое отношение водяной пар: этилбензол (уточняется при расчете) 2,0; степень конверсии этилбензола в стирол на первой ступени дегидрирования (уточняется при тепловом расчете) 0,31.

Часовая производительность установки:

по стиролу ректификату:

340000*1000/7920=42929,29 кг/ч;

по 100%-му стиролу:

42929,29*0,9985=42864,90 кг/ч.

С учетом потерь на стадии ректификации в реакторе дегидрирования необходимо получить стирола:

42864,90*100/(100-1,25)= 43407,49 кг/ч или 417,38 кмоль/ч.

С целью упрощения расчета принимают, что в процессе дегидрирования этилбензола протекают следующие реакции:

С₆Н₅СН₂СН₃-С₆Н₅СНСН₂+Н₂,

С₆Н₅СНСН₂+Н₂- С₆Н₅СН₃+ СН₄,

С₆Н₅СН₂СН₃- С₆Н₆+ С₂Н₄,

2С₆Н₅СН₂СН₃- С₆Н₅СНСНС₆Н₅+ 2СН₄.

По основной реакции расходуется этилбензола:

417,38 кмоль/ч или 44242,25 кг/ч.

По всем реакциям расходуется этилбензола:

417,38/0,89=468,97 кмоль/ч или 49710,40 кг/ч.

Необходимо подать этилбензола с учетом его степени конверсии:

468,97/0,56=837,44 кмоль/ч или 88768,56 кг/ч.

С учетом потерь на стадии ректификации в реактор дегидрирования подают этилбензола:

837,44*100/(100-0,08)= 838,11 кмоль/ч или 88839,64 кг/ч.

Потери этилбензола на стадии ректификации:

838,11-837,44=0,67 кмоль/ч или 71,07 кг/ч.

Остается непревращенного этилбензола в контактном газе:

838,11-468,97=369,14 кмоль/ч или 39129,24 кг/ч.

В реактор дегидрирования поступает:

свежего этилбензола:

468,97+0,67=469,64 кмоль/ч или 49781,47 кг/ч;

возвратного этилбензола:

369,14-0,67=368,47 кмоль/ч или 39058,17 кг/ч.

Рассчитываем состав свежего этилбензола (поток 1) (табл.2.1.):

Таблица 2.1. Компонентный состав свежего этилбензола

Компонент	щi, %	mi, кг/ч	ni, кмоль/ч	xi, %
Этилбензол	99,97	49781,47	469,64	99,95
Бензол	0,04	17,43	0,22	0,05
Сумма	100,00	49798,90	469,86	100,00

Рассчитываем состав возвратного этилбензола (поток 2) (табл.2.2):

Таблица 2.2. Компонентный состав возвратного этилбензола

Компонент	щi, %	mi, кг/ч	ni, кмоль/ч	xi, %
Этилбензол	93,94	39058,17	368,47	93,42
Стирол	2,76	1147,55	11,03	2,80
Толуол	3,30	1372,07	14,91	3,78
Сумма	100,00	41577,78	394,42	100,00

Для снижения температуры кипения в жидкую этилбензольную фракцию в испарителе добавляют водяной пар. Массовую долю водяного пара в образующейся парогазовой смеси находят по формуле:

,

где и -парциальные давления паров воды и этилбензолной фракции при температуре кипения; и -молярные массы воды и этилбензольной фракции.

Так как этилбензольная фракция состоит в основном из этилбензола, молярную массу фракции принимают равной молярной массе этилбензола.

Парциальное давление паров воды при температуре кипения 155 °С составляет 0,5579 МПа парциальное давление этилбензольной фракции при общем давлении в испарителе 1,20 МПа равно 1,2-0,5579=0,6421.

=(0,5579*18/(0,5579*18+0,5421*106))*100=12,86 %

Общее количество подаваемого в реактор этилбензола:

49798,90+41577,78=91376,68 кг/ч.

Расход водяного пара в испаритель (поток 3):

91376,68*12,86/(100-12,86)= 13482,04 кг/ч.

Рассчитывают по суммарному содержанию компонентов в потоках состав парогазовой смеси после испарителя (поток 4) (табл.2.3.):

Таблица 2.3. Состав парогазовой смеси после испарителя

Компонент	щi, %	mi, кг/ч	ni, кмоль/ч	xi, %
Этилбензол	84,72	88839,64	838,11	51,95
Стирол	1,09	1147,55	11,03	0,68
Толуол	1,31	1372,07	14,91	0,92
Бензол	0,02	17,43	0,22	0,01
Вода	12,86	13482,04	749,00	46,43
Сумма	100,00	104858,72	1613,28	100,00

В сырьевой поток на входе в реактор дегидрирования вводят водяной пар для снижения парциального давления этилбензола, повышения его степени конверсии и подавления побочных реакций. Расход водяного пара определяют из уравнения теплового баланса узла смешения:

,

где m_г и m_п -массовый расход газовой смеси и поступающего водяного пара, кг/ч; h_г' и h_п' -энтальпия газовой смеси и водяного пара до смешения, кДж/кг; h_г'' и h_п" -энтальпия газовой смеси и водяного пара после смешения, кДж/кг.

Принимают следующие значения температуры, °С: парогазовой смеси после перегревателя -550; водяного пара, поступающего из промежуточного теплообменника - 655; парогазовой смеси на входе в реактор - 610.

Рассчитывают среднюю энтальпию парогазовой смеси (табл. 2.4.).

Таблица 2.4. Расчет средней энтальпии парогазовой смеси

Компонент	щi, %	Т=550+273=823 К	Т=610+273=883 К
		hi, кДж/кг	hi*щi/100, кДж/кг	hi, кДж/кг	hi*щi/100, кДж/кг
Этилбензол	84,72	1294,20	1096,49	1458,00	1235,26
Стирол	1,09	1223,30	13,39	1375,80	15,06
Толуол	1,31	1224,30	16,02	1381,20	18,07
Бензол	0,02		0,00		0,00
Вода	12,86	3594,50	462,16	3725,80	479,04
Сумма	100,00		1588,05		1747,43

Предварительно определяют парциальное давление паров воды в парогазовой смеси:

=0,45*0,4643=0,2 МПа,

где 0,45 -давление парогазовой смеси, МПа; 0,4643 -молярная доля паров воды в смеси.

Энтальпия водяного пара (р=0,9 МПа): до смешения (Т=655 °С): h_п'=3821,0 КДж/кг; после смешения (Т=610°С): h_п"=З720,4 кДж/кг.

Определяют расход водяногопарав узел смешения (поток 5):

m_п*(3821,0-3720,4) = 104858,7*(1747,4-1588,0),

m_п= 166127,26 кг/ч.

Количество водяного пара на входе в реактор дегидрирования:

166127,26 + 13482,04=179609,31 кг/ч.

Массовое отношение водяной пар:этилбензол:

179609,31 /88839,64=2,02,

что соответствует оптимальному технологическому режиму.

Суммируя содержание компонентов в потоках 4 и 5, определяем состав парогазовой смеси на входе в реактор дегидрирования (поток 6) (табл.2.5.):

Таблица 2.5. Состав парогазовой смеси на входе в реактор дегидрирования

Компонент	щi, %	mi, кг/ч	ni, кмоль/ч	xi, %
Этилбензол	32,78	88839,64	838,11	7,73
Стирол	0,42	1147,55	11,03	0,10
Толуол	0,51	1372,07	14,91	0,14
Бензол	0,01	17,43	0,22	0,00
Вода	66,28	179609,31	9978,29	92,03
Сумма	100,00	270985,98	10842,58	100,00

Для упрощения расчета принимают, что на первой ступени протекает только основная (целевая) реакция конверсии этилбензола, при этом расходуется этилбензола:

838,11*0,31=259,81 кмоль/ч или 259,81*106=27540,29 кг/ч,

где 0,31 -степень конверсии этилбензола в стирол на первой ступени дегидрирования.

Образуется:

стирола: 259,81 кмоль/ч или 27020,66 кг/ч;

водорода: 259,81 кмоль/ч или 519,63 кг/ч.

В парогазовой смеси после первой ступени содержится:

стирола:

11,03+259,81 =270,85 кмоль/ч или 28168,21 кг/ч;

непрореагировавшего этилбензола:

838,11-259,81 =578,30 кмоль/ч или 61299,35 кг/ч.

Рассчитывают состав парогазовой смеси после первой ступени катализа:

Таблица 2.6. Состав парогазовой смеси после первой ступени катализа

Компонент	щi, %	mi, кг/ч	ni, кмоль/ч	xi, %
Этилбензол	22,62	61299,35	578,30	5,21
Стирол	10,39	28168,21	270,85	2,44
Толуол	0,51	1372,07	14,91	0,13
Бензол	0,01	17,43	0,22	0,00
Вода	66,28	179609,31	9978,29	89,88
Водород	0,19	519,63	259,81	2,34
Сумма	100,00	270985,98	11102,39	100,00

Массовая доля стирола в контактном газе (в расчете на органические соединения): стирол этилбензол дегидрирование

28168,21*100/(61299,35+28168,21+1372,07 +17,43)=31%,

что соответствует нормамоптимального технологическогорежима (30-32%).

На второй ступени дегидрирования по основной реакции реагирует этилбензола:

417,38-259,81=157,57 кмоль/ч или 16701,97 кг/ч;

образуется:

стирола : 157,57 кмоль/ч или 16386,83 кг/ч;

водорода : 157,57 кмоль/ч или 315,13 кг/ч.

Количество стирола на выходе из реактора дегидрирования:

157,57 + 270,85 =428,41 кмоль/ч или 44555,04 кг/ч.

Расход этилбензола по реакциям 1-4 составляет 468,97 кмоль/ч, следовательно, по реакциям 2-4 расходуется этилбензола:

468,97-417,38=51,59 кмоль/ч или 5468,14 кг/ч.

По реакции 2 реагирует 60% этилбензола, что составляет:

51,59*0,6=30,95 кмоль/ч или 3280,89 кг/ч;

расходуется водорода: 30,95 кмоль/ч или 61,90 кг/ч;

образуется:

толуола: 30,95 кмоль/ч или 2847,56 кг/ч;

метана: 30,95 кмоль/ч или 495,23 кг/ч.

Всего содержится толуола в контактном газе:

30,95 + 14,91= 45,87 кмоль/ч или 4219,63 кг/ч.

По реакции 3 реагирует 37% этилбензола, что составляет:

51,59*0,37 = 19,09 кмоль/ч или 2023,21 кг/ч;

образуется:

бензола: 19,09 кмоль/ч илн 1488,78 кг/ч;

этилена: 19,09 кмоль/ч или 534,43 кг/ч.

Всего содержится бензола в контактном газе:

19,09 +

0,22 = 19,31 кмоль/ч или 1506,21 кг/ч.

По реакции 4 реагирует 3% этилбензола, что составляет:

51,59*0,03= 1,55 кмоль/ч или 164,04 кг/ч.

Образуется:

дибензилидена: 1,55 /2=0,77 кмоль/ч или 139,28 кг/ч;

метана: 1,55 кмоль/ч или 24,76 кг/ч.

Образовавшийся при дегидрировании этилен разлагается по реакции:

С₂Н₄>СН₄+С.

При степени разложения этилена 0,95 его расход составит:

19,09*0,95= 18,13 кмоль/ч или 507,71 кг/ч.

Остается этилена в контактном газе:

19,09-18,13 =0,95 кмоль/ч или 26,72 кг/ч;

образуется:

метана: 18,13 кмоль/ч или 290,12 кг/ч;

углерода: 18,13 кмоль/ч или 217,59 кг/ч.

Образовавшийся углерод конвертируютводяным паромпо реакции:

С+Н₂О>СО+Н₂.

Расходуется водяного пара: 18,13 кмоль/ч или 326,39 кг/ч;

образуется:

оксида углерода: 18,13 кмоль/ч или 507,71 кг/ч;

водорода: 18,13 кмоль/ч или 36,27 кг/ч.

Всего образуется метана по реакциям 2, 4, 5:

30,95+1,55+18,13=50,63 кмоль/ч или 810,11 кг/ч.

Метан конвертируют водяным паром по реакции:

СН₄+Н₂О>СО+3Н₂.

При степени конверсии метана 0,8 расходуется:

метана: 50,63*0,8= 40,51 кмоль/ч или 648,09 кг/ч;

водяного пара: 40,51 кмоль/ч или 729,10 кг/ч;

образуется:

оксида углерода: 40,51 кмоль/ч или 1134,15 кг/ч;

водорода : 3*40,51 = 121,52 кмоль/ч или 243,03 кг/ч.

Остается метана в контактном газе:

50,63-40,51 =10,13 кмоль/ч или 162,02 кг/ч.

Всего образуется оксида углерода по реакциям 6 и 7:

18,13 + 40,51 = 58,64 кмоль/ч или 1641,87 кг/ч.

Оксид углерода конвертируют водяным паром по реакции:

СО+Н₂О>СО₂ +Н₂.

При степени конверсии оксида углерода 0,99 расходуется:

оксида углерода : 58,64*0,99=58,05 кмоль/ч или 1625,45 кг/ч;

водяного пара : 58,05 кмоль/ч или 1044,93 кг/ч;

образуется:

диоксида углерода : 58,05 кмоль/ч или 2554,28 кг/ч;

водорода: 58,05 кмоль/ч или 116,10 кг/ч.

Остается оксида углерода в контактном газе:

58,64-58,05 =0,59 кмоль/ч или 16,42 кг/ч.

Общий расход водяного пара по реакциям 6-8:

18,13+40,51+58,05 =116,69 кмоль/ч или 2100,42 кг/ч.

Остается водяного пара в контактном газе:

9978,29-116,69 =9861,60 кмоль/ч или 177508,89 кг/ч.

Образуется водорода по реакциям 1, 6-8:

157,57 + 18,13+ 121,52+58,05=355,27 кмоль/ч или 710,53 кг/ч.

Расходуется водорода по реакции 2: 30,95 кмоль/ч или 61,90 кг/ч.

Остается водорода в контактном газе:

355,27+259,81-30,95 =584,13 кмоль/ч или 1168,26 кг/ч.

Рассчитывают состав контактного газа на выходе из реактора дегидрирования (поток 7) (табл.2.7.):

Таблица 2.7. Состав контактного газа на выходе из реактора дегидрирования

Компонент	щi, %	mi, кг/ч	ni, кмоль/ч	xi, %
Этилбензол	14,44	39129,24	369,14	3,24
Стирол	16,44	44555,04	428,41	3,76
Толуол	1,56	4219,63	45,87	0,40
Бензол	0,56	1506,21	19,31	0,17
Этилен	0,01	26,72	0,95	0,01
Метан	0,06	162,02	10,13	0,09
Диоксид углерода	0,94	2554,28	58,05	0,51
Оксид углерода	0,01	16,42	0,59	0,01
Вода	65,50	177508,89	9861,60	86,67
Водород	0,43	1168,26	584,13	5,13
Тяжелые продукты	0,05	139,28	0,77	0,01
Сумма	100,00	270985,98	11378,96	100,00

Расчет основных расходных коэффициентов. Для получения 42929,29 кг/ч стирола-ректификата расходуется по реакциям 1-4 49710,40 кг/ч этилбензола.

Расходный коэффициент по этилбензолу:

49710,40 /42929,29 =1,158 кг/кг

Дополнительно образуется (кг на 1 т стирола-ректификата):

толуола: 2847,56/42929,29 =0,066;

бензола: 1488,78/42929,29 =0,035.

1.4 Расчет основного оборудования

1.4.1 Назначение, устройство и основные размеры. Определение числа реакторов

Реактор предназначен для парофазного каталитического дегидрирования этилбензола в стирол в токе водяного пара. Для установки выбран вертикальный цилиндрический стальной адиабатический реактор шахтного типа с двумя слоями катализатора и встроенным вертикальным двухходовым межступенчатым теплообменником с U-образными трубками. Теплообменник предназначен для подогрева газовой смеси, выходящей из первой ступени катализа, до начальной температуры (на входе в слой катализатора) за счет теплоты перегретого водяного пара.

Техническая характеристика реактора: диаметр реактора внутренний-6500 мм, высота общая-9140 мм.

Характеристика железохромкалиевого катализатора: плотность, кг/м³: кажущаяся-2300, насыпная-l400; срок службы (пробег)- 15840 ч; производительность катализатора за период пробега 2370-2380 кг продукта на 1 кг катализатора; объем катализатора в реакторе 100 м³.

При длительности пробега 15840 ч и производительности катализатора за этот период 2370 кг/кг производительность катализатора по стиролу-ректификату за 1 ч составит:

N_К =2370/15840= 0,15 ч^-1.

Необходимый объем катализатора для обеспечения заданной производительности:

V_к =N/(N_кР_н),

V_к =42929,29*1,0125/(0,15*1400) = 206,98,

где N-производительность реактора по стиролу-ректификату с учетом 1,25% потерь, кг/ч.

Количество этилбензола (углеводородной смеси) на входе в реактор составляет (см. состав потока 6):

m_эб= 270985,98-179609,31= 91376,68 кг/ч.

Необходимый объем катализатора для обеспечения заданной производительности:

V_к =m_эб/(р_эбV_об),

V_к =91376,68 /(867*0,5)= 210,79 м³,

где V_об -объемная скорость жидкого этилбензола, ч^-1.

Число реакторов для обеспечения заданной производительности;

n=210,79 /100 = 2,11.

Необходимо установить три реактора, соединенные параллельно. Запас производительности по катализатору:

(100,0*3-210,79). 100/210,79 =42,43%

1.4.2 Тепловой расчет

И сходные данные: в реактор дегидрирования подают 270985,98/ (3600*3) =25,09 кг/с парогазовой смеси; температура парогазовой смеси, °С: на входе в реактор -610; на выходе из первой ступени (уточняется расчетом)- 530-540; на входе во вторую ступень реактора -610; на выходе из реактора (уточняется расчетом)- 570-590; температура водяного пара на выходе из промежуточного теплообменника 655 °С.

Тепловой расчет первой ступени катализа.

Цель расчета - определение температуры парогазовой смеси на выходе из первой ступени катализа.

Уравнение теплового баланса в общем виде:

Ф₁= Ф₂+ Ф₃+ Ф_пот,

где Ф₁, Ф₃ -тепловые потоки парогазовой смеси на входе в реактор и выхо­ де из первой ступени катализа соответственно, кВт, Ф₂-теплота, расходуе­ мая на осуществление химических реакций, кВт; Ф_пот -теплопотери в окру­ жающую среду, кВт

Тепловой поток парогазовой смеси на входе в реактор рассчитывают, используя определенные ранее значения средней энтальпии парогазовой смеси и энтальпии водяного пара после смешения.

Ф₁= (104858,72/(3*3600))*1747,4+ (166127,2629/(3*3600)) *3720,4=74193,83 кВт.

Для расчета Ф₂ определяют теплоту реакции дегидрирования:

ДН⁰₂₉₈= 147,36-29,79= 117,57 кДж/моль;

Ф₂= (259,81/ (3*3600))*117,57*1000=2828,36 кВт,

где 259,81-расход этилбензола на первой ступени катализа, кмоль/ч.

Для определения температуры парогазовой смеси на выходе из первой ступени катализа, используя данные о составе смеси, рассчитывают средние энтальпии парогазовой смеси при температурах 530 и 540 °С (табл.2.8.). Значения энтальпий органических соединений и перегретого водяного пара находят по справочнику, предварительно рассчитывают парциальное давление водяного пара.

Рн₂о = РХн₂о =0,4*0,8988 =0,36 МПа.

Таблица 2.8. Расчет средней энтальпии парогазовой смеси

Компонент	щi, %	Т=540+273=813 К	Т=530+273=803 К
		hi, кДж/кг	hi*щi/100, кДж/кг	hi, кДж/кг	hi*щi/100, кДж/кг
Этилбензол	22,6208557	1266,9	286,583621	1239,6	280,4081
Стирол	10,3947094	1197,8	124,50783	1172,4	121,8676
Толуол	0,5063239	1198,2	6,06677292	1172	5,934116
Вода	66,2799245	3571,3	2367,05494	3549,7	2352,738
Бензол, водород	0,19818651	-	-	-	-
Сумма	100	-	2784,21317	-	2760,948

Принимают, что теплопотери в окружающую среду составляют 1,5% от общего прихода теплоты:

Ф_пот=0,015*74193,83= 1112,91 кВт.

Тепловой поток парогазовой смеси на выходе из первой ступени находят из уравнения теплового баланса:

Ф₃= Ф₁-Ф_г-Ф_пот ,

Ф₃=74193,83-2828,36-1112,91=70252,56 кВт.

Энтальпия парогазовой смеси:

h_г = Ф₃/m_г,

h_г = 70252,56/25,09= 2799,88 кДж/кг,

где m_г -количество парогазовойсмеси, проходящей через слои катализатора, кг/с.

Температура парогазовой смеси:

813+ ((2800,0-2784,3)/(2784,3-2760,9)]*(813-803) =820 к или 547 °С

Температура парогазовой смеси на выходе из первой ступени катализа соответствует оптимальному технологическому режиму реактора, следовательно, степень конверсии этилбензола (0,31) принята верно.

Тепловой расчет межступенчатоrо теплообменника

Цель расчета-определение температуры перегретого водяного пара на входе в теплообменник.

Рассчитывают среднюю энтальпию парогазовой смеси на входе во вторую ступень катализа (на выходе из теплообменника) при температуре Т=610+273=883 К.

Таблица 2.9. Средняя энтальпия парогазовой смеси

Компонент	щi, %	hi, кДж/кг	hi*щi/100, кДж/кг
Этилбензол	22,62	1458,00	329,81
Стирол	10,39	1375,80	143,01
Толуол	0,51	1381,20	6,99
Вода	66,28	3720,40	2465,88
Бензол, водород	0,20	-	-
Сумма	100,00	-	2945,69

Тепловая нагрузка теплообменника:

25,09*(2945,6-2799,88) = 3658,72 кВт.

Тепловой поток водяного пара на выходе из теплообменника при температуре 655 °С:

Ф_п= 166127,26*3821,0/(3*3600) = 58775,21 кВт,

где166127,26- расход водяного пара, поступающего в узел смешения (поток 5), кг/ч; 3821,0-энтальпия водяного пара при давлении 0,9 МПа и температуре 655 °С, кДж/кг.

Тепловой поток водяного пара на входе в теплообменник:

3658,72+58775,21=62433,93 кВт.

Энтальпия водяного пара на входе в теплообменник:

62433,93*3 *3600/166127,26=4058,86 кДж/кr,

что при давлении 0,9 МПа соответствует температуре водяного пара 760 °С.

Тепловой расчет второй ступени катализа.

Цель расчета - определение температуры парогазовой смеси на выходе из реактора дегидрирования.

Уравнение теплового баланса в общем виде идентично уравнению теплового баланса первой ступени катализа. Тепловой поток парогазовой смеси на входе во вторую ступень катализа:

Ф₁=25,09*2945,6=73911,28 кВт.

Для определения количества теплоты, расходуемой на химические реакции Ф₂, рассчитывают теплоты реакций 2-3, 5-8. Теплотой реакции образования дибензилидена (реакция 4) пренебрегают; теплота реакции 1 рассчитана ранее.

Расчет теплот реакций (в кДж/моль):

Таблица 2.10. Расчет теплот реакций

Реакция	ДН0298=УДН0298(кон)-УДН0298(исх)
С6Н5СНСН2+Н2- С6Н5СН3+ СН4	-74,85+ 50,00-29,79= -54,64
С6Н5СН2СН3- С6Н6+ С2Н4	52,30+ 82,93-29,79= 105,44
С2Н4- СН4+ С	-74,85-52,30= -127,15
С+ Н2О-СО +Н2	-110,53-(-241,81) = 131,28
СН4+Н2О-СО+3Н2	-110,53-(-241,81)-( -74,85) =206,13
СО+ Н2О-СО2+Н2	-393,51-(-241,81) -(-110,53) =-41,17

Количество теплоты, расходуемой на химические реакции:

Ф₂= (I000/(3*3600))*(157,57*117,57-30,95*54,64+19,09*105,44-

-18,13*127.15+ 18,13*131,28+40,51*206,13-58,05*41,17) =3454,76 кВт.

Ориентировочное понижение температурывовторойступени катализа:

(610-547) 3454,76 /3868,15=83,06 °С.

Температура на второй ступени катализа:

610-83,06 = 526,94 °С

Для определения температуры контактного газа на выходе из реактора рассчитывают его средние энтальпии при температурах 550 и 570 °С, используя данные о составе газа (поток 7). Значение энтальпии водяного пара принято при давлении 0,35*0,8667=0,3 МПа. Так как содержание в контактном газе бензола, этилена, метана, диоксида углерода, оксида углерода, водорода и тяжелых продуктов незначительно, при расчете средней энтальпии эти компоненты не учитывают (табл.2.11).

Таблица 2.11 Расчет энтальпии контактного газа

Компонент	щi, %	Т=550+273=823 К	Т=570+273=843 К
		hi, кДж/кг	hi*щi/100, кДж/кг	hi, кДж/кг	hi*щi/100, кДж/кг
Этилбензол	14,44	1294,20	186,88	1348,80	194,76
Стирол	16,44	1223,30	201,13	1274,10	209,49
Толуол	1,56	1224,30	19,06	1276,60	19,88
Вода	65,50	3593,60	2353,98	3637,10	2382,48
Бензол, водород	2,06	-	-	-	-
Сумма	100,00	-	2761,06	-	2806,60

Принимают, что теплопотери в окружающую среду составляют 1,5% от общего прихода теплоты:

Ф_пот=0,015*73911,28= 1108,67 кВт.

Тепловой поток контактного газа на выходе из реактора находят из уравнения теплового баланса:

Ф₃= Ф₁-Ф₂-Ф_пот

Ф₃= 73911,28- 3454,76- 1108,67= 69347,85 кВт.

Энтальпия контактного газа:

h_г = 69347,85 /25,09= 2763,82 кДж/кг.

Температура контактного газа:

843+ (2763,82 -2806,9)20/ (2806,9-2761,3) =824 к или 551 °С.

Определяют суммарную теплоту, расходуемую на осуществление химических реакций (на обеих ступенях катализа):

3454,76+2828,36=6283,13 кВт.

Составляют тепловой баланс реактора дегидрирования (табл. 2.12.).

Таблица 2.12 Тепловой баланс реактора

Приход	кВт	%	Расход	кВт	%
Тепловой поток парогазовой смеси	74193,83	54,30	Тепловой поток контактного газа	69347,85	50,76
Тепловой поток пара на входе в теплообменник	62433,93	45,70	Теплота на проведение хим.реакций	6283,13	4,60
			Тепловой поток водяного пара на выходе из теплообменника	58775,21	43,02
			Теплопотери в окружающую среду	2221,58	1,63
	136627,76	100,00		136627,76	100,00

1.4.3 Расчет реактора первой ступени

Принимают, что объемное отношение катализатора в первой и второй ступенях реактора равно 1,00: 1,08, следовательно, объем катализатора: в первой ступени:

100·1,00/(1,00+ 1,08) =48 м³;

во второй ступени:

100-48= 52 м³.

Время пребывания парогазовой смеси в зоне катализа рассчитывают по формуле:

ф=V_ф/(V_ке₀),

где V_ф -расход парогазовой смеси при температуре 610 °С (883 К) и давлении 0,45 МПа, м³/с; V_к -объем катализатора в реакторе, м³; е₀ -порозность слоя катализатора.

Расход парогазовой смеси при нормальных условиях (273 К, 101325 Па):

V⁰_ф= 10842,58*22,4/3600 = 67,46 м³/с.

Расход парогазовой смеси в условиях процесса:

V_ф=67,46*883*101325/ (273*0,45*10⁶) =49,13 м³/с.

Порозность слоя катализатора:

е₀=1-с_п/с,

е₀=1-1400/2300=0,39,

где с_п и с-насыпная и кажущаяся плотность катализатора, кг/м³.

ф=49,13/(3*100-0,39)=0,63 с,

что соответствует оптимальному технологическому режиму.

1.4.4 Расчет межступенчатого теплообменника

Межступенчатый теплообменник предназначен для подогрева парогазовой смеси после первой ступени катализа перегретым водяным паром (поток 9).

Цель расчета-определение площади поверхности теплопередач и, выбор теплообменного аппарата.

Исходные данные: температура, °С: перегретого водяного пара на входе-760; перегретого водяного пара на выходе-655; парогазовой смеси на входе-547; парогазовой смеси на выходе-610; давление перегретого водяного пара 0,9 МПа; диаметр трубы 25х2,5 мм;

Перегретый водяной пар поступает в трубное пространство, а парогазовая смесь-в межтрубное пространство. Необходимую площадь поверхности теплопередачи находят по формуле:

F_а= Ф_а/(КДТ_ср).

По данным теплового баланса межступенчатого теплообменника рассчитывают тепловую нагрузку теплообменника:

Ф_а= (93650,90-88162,82)*10³= 5488085,63 Вт.

Определяют среднюю разность температур между теплоносителями двухходового (по трубному пространству) межступенчатого теплообменника.

Температурная схема теплообмена при противотоке:

655 °С < 760 °С

547 °С > 640 °С,

Дt_max=760-610=150 °С,

Дt_min=655-547=108 °С.

Средняя разность температур между теплоносителями:

,

,

°С,

дt_п=760-655=105,

дt_пгс=610-547=63,

,

ДТ=124 К.

Коэффициент теплопередачи определяют по формуле:

К=(1/б₁+Уr_ст+1/б₂)^-1,

где б₁ - коэффициент теплоотдачи от перегретого водяного пара к стенке трубы, Вт/(м²*К); б₂ - коэффициент теплоотдачи от стенки трубы к паро­ газовой смеси, Вт/(м²*К).

Для расчета коэффициентов теплоотдачи определяют теплофизические параметры теплоносителей.

Теплофизические параметры перегретого водяного пара при средней температуре Т_cp= (760+655)/2=707,5°С (980,5 К) и давлении р=0,9 МПа. Для упрощения расчета теплофизических параметров парогазовой смеси в один поток «этилбензол» объединяют этилбензол, бензол и толуол. Удельную теплоемкость парогазовой смеси (в данном случае при постоянном объеме) рассчитывают по формуле:

C_v=C_p/K,

где К- коэффициент Пуассона.

Теплоемкости и вязкости компонентов парогазовой смеси при температуре Т_cp= (547+610)/2=578,5°С (851,5 К) рассчитывают по справочным данным.

Динамическую вязкость газовой смеси:

µ_см=24,43*10^-7/0,093=262*10^-7 Па*с.

Принимают K=C_p/C_v= 1,3, тогда

С_v(см)= 2375,55/1,3= 1827,35 Дж/(кг*К).

Теплопроводность парогазовой смеси вычисляютпо формуле:

л=ВС_vµ_см,

где В=0,25(9К-5)=0,25(9*1,3-5)= 1,675,

л =1,675*1827,35*262*l0^-7=0,08 Вт/(м*К).

Критерий Прандтля:

Pr=2375,55*262*l0^-7/(0,08*10^-3)=0,78.

Таблица 2.13 Теплофизические параметры теплоносителей

Параметры	Перегретый водяной пар	Парогазовая смесь
Температура t, °С	707,5	578,5
Плотность с, кг/м3	1,846	-
Динамическая вязкость µ*107, Па*с	366	262
Удельная теплоемкость с, Дж/(кг*К)	2287	2374
Теплопроводность л*103, Вт/(м*К)	95,95	80,13
Критерий Прандтля Pr	0,87	0,78

Расход водяного пара в межступенчатом теплообменнике:

m_п= Ф_a/(h₁-h₂),

m_п = 5488085,63/( (3720,38-3581,52)*10³)= 39,52 кг/с,

где h₁ и h₂ -энтальпия перегретого водяного пара при температуре 610 и 547°С и давлении 0,9 МПа, Дж/кг.

Принимают минимальное для турбулентного потока значение критерия Рейнольдса Re=10000, тогда необходимое число труб диаметром d_тр= 25х 2,5 мм составит:

n=m_п/(0,785dRe'µ),

n=39,52/(0,785*0,02-10000*366*10^-7) =6878,

следовательно, для создания турбулентного потока перегретого водяного пара максимальное число труб должно быть не более 6878.

По ГОСТ 9929-82 выбирают теплообменник типа «У» с U-образными трубками, с внутренним диаметром кожуха D=2000 мм и длиной прямого участка трубы 1=4000 мм, шагом отверстий для труб t=32 мм.

Принимают, что трубки в верхней трубной решетки размещены по вершинам правильного треугольника. Число труб определяют по формуле:

n=3a(a-l) + 1,

а= (b+1)/2,

где а и b-число труб на стороне и диагонали наибольшего шестиугольника.

Значение b определяют из соотношения:

D=t(b-l) +4dн;

2,0=0,032(b-1)+4*0,025;

b=58,4;

а= (58+1)/2=29,7;

n = 3*29,7(29,7-l) + 1=2556.

Учитывая наличие в парогазовой смеси катализаторной пыли, число труб уменьшают на 9-10% . Общее число труб равно 2300; число труб на один ход трубного пространства n=2300/2= 1150.

Площадь сечения трубного пространства:

S₁=0,785d²n,

S₁=0,785*0,02²*1150 = 0,36 м².

Уточняют значение критерия Рейнольдса:

Re=m_пd/S_трµ,

Re=39,52*0,02/0,36*366*10^-7=59798,86.

Режим движения устойчивый, турбулентный, следовательно, критерий Нуссельта рассчитывают по формуле

Nu=0,023Re ^0,8Pr^0,4

Nu =0,023*59798,86^0,8*0,78^0,4 =137,74.

Коэффициент теплоотдачи от перегретого водяного пара к стенке трубы теплообменника:

б₁=Nuл/d,

б₁= 137,74*95,95*10^-3/0,02=660,80 Вт/(м²*К).

Коэффициент теплоотдачи от стенки трубы теплообменника к парогазовой смеси определяют по формуле

б ₂=Nuлd_н.

Площадь сечения межтрубного пространства теплообменника:

S₂=0,785 (D²-nd²_н)

S₂ =0,785 (2,0²-1150*0,025²) =2,58 м²

Эквивалентный диаметр межтрубного пространства:

d_экв = (D²-nd²_н)/(D+nd_н)

d_экв = (2,0²-1150*0,025²)/(2,0+1150*0,025) =0,11 м.

Для расчета критерия Рейнольдса определяют расход парогазовой смеси после первой ступени катализа:

m_г= 270985,98/(3*3600)= 37,64 кг/с.

Критерий Рейнольдса:

Re = m_гd_экв/(S₂µ),

Re=37,64*0,11(2,58*262*10^-7)= 59537,14.

Расчетная формула критерия Нуссельта для аппарата с однократно-перекрестным движением парогазовой смеси:

Nu =0,4е_цRe^0,6Pr^0,36(Pr/Pr_ст)^0,25.

Для газовых потоков Pr/Pr_cт= 1. Приц=10°, е_ц=0,42, тогда

Nu = 0,4*0,42*59537,14*^0,6*0,78^0,36=112,35.

Коэффициент теплоотдачи от стенки трубы к парогазовой смеси:

б ₂= 112,35*0,08/0,11= 84,40 Вт/(м²*К).

Сумма термических сопротивлений стенки с учетом слоев загрязнений с обеих сторон:

r_ст=r_ст(1) +r_ст(2) +r_ст(3) ,

r_ст=0,00018 +0,0025/17,5+0,00035=0,000673 м²*К/Вт,

где 0,00018 и 0,00035 -сопротивления слоев загрязнений со стороны водяного пара и парогазовой смеси соответственно, м²*К/Вт, 0,0025 -толщина стенки трубы, м;17,5-теплопроводность нержавеющей стали, Вт/(м*К).

Коэффициент теплопередачи:

К=(1/660,80+0,000673+1/84,40)-1=71,25 Вт/(м²*К).

Необходимая площадь поверхности теплопередачи:

F =5488085,63/(71,25*124) =621,18 м².

Площадь поверхности теплопередачи выбранного теплообменника:

F_a =рd_cpln,

F_a = 3,14*0,0225*4*2300= 650,09 м²,

где d_cp= (0,025+0,020)/2=0,0225 м.

Запас площади поверхности теплопередачи:

(650,09 -621,18)100/621,18=4,65 %.

1.5 Технологический расчет вспомогательного оборудования

1.5.1 Расчет центробежного насоса

Центробежный насос предназначен для подачи исходных продуктов (этилбензола) в испаритель.

Исходные данные:

*Избыточное давление в резервуарах, Па:

Расходном р₁ = 101325;

Приемном р₂=1200000;

*Геометрическая высота подъема жидкости Н_г=5 м;

*Гидравлическое сопротивление трубопроводов, м:

Всасывающего h_вс = 1

Нагнетательного h_н= 8;

*Плотность потока с=866,5 кг/м³;

*Массовый расход потока m=49781,47 кг/ч.

Объемный расход потока составит:

V=m/(3600*с),

V = 49781,47/(3600*866,5)= 0,016 м³/с.

Полный напор насоса определяют:

Н=Н_г+(р₂-р₁)/(с*g)+h_вс+h_н,

Н =5+(1200000- 101325)/(866,5*9,81)+1+8=143,25 м.

Принимают к.п.д. насоса з=0,6 и определяют полезную мощность насоса:

Р=V*с*g*H/(з*1000)

Р= 0,016 *866,5 *9,81*143,25/(0,6*1000)=32,39 кВт

Мощность электродвигателя принимают с запасом 25%, тогда его требуемая мощность составит:

N_дв=1,25*N=1,25*32,39 =40,48 кВт.

Устанавливаем, что полученным данным соответствует центробежный насос марки Х90/49, который в оптимальных условиях работы имеет следующие технические характеристики: V=90 м³/ч, Н=49 м, з_н=0,7.

Насос снабжен электродвигателем А02-81-2 с номинальной мощностью N_ном=40 кВт, частотой вращения вала n=48,3 с^-1.

Необходимо установить два насоса, в числе которых один рабочий, а другой резервный.

Размещено на Allbest.ru

...