Совершенствование технологии гидрирования бензола в производстве капролактама в ОАО "Гродно Азот"

Пар, получающийся в результате испарения конденсата в межтрубном пространстве реактора 6 (около 1 т на 1 т циклогексана), большей частью используется как теплоноситель на самой установке (в подогревателе 3 и др.).

Реакционная смесь из реактора 8 охлаждается в межтрубном пространстве теплообменника 2, отдавая тепло на испарение бензола и нагрев исходной смеси. Дальнейшее охлаждение реакционной смеси и конденсация циклогексана происходят в холодильнике-конденсаторе 9, охлаждаемом оборотной водой. Газожидкостная смесь из холодильника 9 с температурой 35°С поступает в сепарационную колонну 10, где жидкий циклогексан отделяется от газа. Газовая фаза из колонны 10 поступает во всасывающую линию циркуляционного компрессора 4.

Для предотвращения накопления инертных компонентов в системе часть циркуляционного газа выводят в атмосферу. Предварительно они охлаждаются до 15°С захоложенной водой в холодильнике 11 и проходят сепарационную колонну 12.

Жидкий циклогексан из сепарационных колонн 10 и 12 поступает в сборник 14, откуда передается на склад промежуточных продуктов или в систему очистки от примесей, внесенных с исходным бензолом. На рисунке 2.2 изображен основной аппарат схемы ? трубчатый реактор, представляющий собой вертикальный кожухотрубный теплообменник.

Реактор снабжен штуцерами для подвода исходной смеси и отвода продуктов реакции, а также для подачи воды в межтрубное пространство и отвода образующегося пара. Температура реакционной смеси измеряется в десяти точках на разных уровнях по высоте реакционной зоны с обязательной сигнализацией минимальной (130°С) и максимальной (240°С) температуры. Для предотвращения перегрева первых по ходу газа слоев катализатора последний «разбавляют» инертным материалом (фарфоровые цилиндрики, силикагель и др.)[6].

Рисунок 1.13 ? Трубчатый реактор гидрирования

1.3.3 Технологическая схема гидрирование бензола на платиновом катализаторе

Проводят в трубчатом реакторе, в котором тепло реакции отводится циркулирующим органическим теплоносителем. Реакция протекает при 220-240°С, 3 МПа и объемной скорости подачи бензола 0,8-0,9 ч^-1.

Ввиду высокой чувствительности платинового катализатора к примесям воды в бензоле, последний перед подачей в реактор осушают азеотропной ректификацией. Содержание воды в бензоле, выходящем из колонны осушки, не превышает 0,01%.

Проходя систему теплообменников и испарителей, бензол испаряется и смешивается с циркуляционным газом (мольное отношение газ : бензол равно 8 : 1). Исходная смесь с температурой 120-130°С вводится в верхнюю часть трубчатого реактора. Его конструкция позволяет создать дифференцированный съем тепла реакции за счет направленного движения высокотемпературного теплоносителя в межтрубном пространстве. Из реактора теплоноситель поступает в испаритель, где отдает часть тепла исходной парогазовой смеси, и далее в котел-утилизатор, откуда, охладившись, возвращается в реактор.

Для повышения степени конверсии бензола гидрирование проводят в две стадии с промежуточным поглощением окисью цинка сероводорода, образующегося при гидрировании серосодержащих примесей. Вторая стадия гидрирования осуществляется в реакторе колонного типа со стационарным катализатором. Степень конверсии бензола после второй стадии составляет 99,9%.

Для удаления из циклогексана высококипящих примесей предусматривается ректификационная колонна с ситчатыми тарелками[4].

1.3.4 Технологическая схема гидрирование бензола в жидкой фазе

Схема процесса, разработанного Французским институтом нефти (ФИН) предполагает проведение процесса жидкофазного гидрирования в две ступени с использованием суспендированного никеля Ренея в первом реакторе и стационарного катализатора на основе никеля во втором.

Бензол и водородсодержащий газ подаются в реактор жидкофазного гидрирования 1, в котором катализатор поддерживается во взвешенном состоянии за счет перемешивания выносным циркуляционным насосом 2. Тепло реакции снимается во внешнем теплообменнике (котле-утилизаторе) 5 с получением пара низкого давления. Пары циклогексана и непрореагировавшего бензола поступают в небольшой дополнительный реактор 6 со стационарным катализатором, где завершается гидрирование бензола.

1 ? реактор I ступени; 2, 4, 14 ? насосы; 3 ? компрессор; 5 ? котел-утилизатор; 6 ? реактор II ступени; 7, 9 ? теплообменники; 8, 12 ? холодильники-конденсаторы; 10 ? сепаратор высокого давления; 11 ? колонна стабилизации; 13 ? сепаратор низкого давления.

Рисунок 1.14 ? Схема жидкофазного гидрирования бензола (способ ФИН)

После охлаждения и конденсации реакционная смесь из реактора 6 поступает в сепаратор высокого давления 10, откуда часть газа возвращается в реактор I ступени; причем количество возвращаемого газа зависит от концентрации водорода в исходном газе. Из сепаратора 10 циклогексан подается в колонну стабилизации 11, где из него удаляются водород и легкие растворенные газы.

Длительный срок службы катализатора достигается благодаря тщательной очистке сырья от соединений серы. По способу Французского института нефти работает более 10 установок суммарной мощностью 650 тыс. т/год[4].

1.4 Обоснование выбора технологической схемы гидрирования бензола

В результате изучения возможных технологических схем гидрирования бензола приходим к выводу, что среди выше указанных способов наиболее рациональной является схема на никель-хромовом катализаторе, представленная на рисунке 2.1.

Исходным фактором, влияющим на выбор схемы является наличие на предприятии ОАО «Гродно Азот» крупных производств аммиака, что позволяет обеспечить установку водородсодержащим газом в виде азотовдородной смеси с содержанием 75% Н₂ без нарушения энергетического баланса.

Также в рассматриваемой схеме к ряду достоинств можно отнести значительное сокращение расходов электроэнергии по сравнению с другими установками: так как сопротивление циркуляционной системы является одним из главных факторов, определяющих расходы электроэнергии, то возможность использования циркуляционных компрессоров без масляной смазки является определяющей.

Большая часть сопротивления системы приходится на долю масляных фильтров, служащих для очистки циркуляционного газа от компрессорного масла. Использование для сжатия газа компрессоров без масляной смазки, а также поагрегатная установка компрессоров позволяет устранить систему очистки от масла и снизить перепад давления в циркуляционном компрессоре с 1,0-1,5 МПа до 0,1-0,3 МПа, что приводит к значительному сокращению расхода электроэнергии.

Кроме этого, количество циркуляционного газа существенно уменьшается за счет применения изотермического трубчатого реактора, с отводом тепла реакции испаряющимся конденсатом или высокотемпературным теплоносителем с одновременным получением пара. Количество циркуляционного газа определяется только необходимостью поддержания бензола в паровой фазе, соотношение газ : бензол уменьшается с 70:1 до (8ч10) : 1 по сравнению с проточно-циркуляционными схемами, в которых для уменьшения потерь водорода непрореагировавший газ возвращается в цикл. При мольном соотношении газ : бензол, равном 8 : 1 и температуре насыщения 100°С, оптимальное давление в системе составляет 1,6 МПа. Водород с агрегатов синтеза аммиака подается на гидрирование с давление 2,4-2,6 МПа, т. е. не требуется расходовать электроэнергию на сжатие водорода.

Таким образом, на основании литературного обзора, принимаем энерготехнологичную схему гидрирования на никель-хромовом катализаторе с использованием трубчатого реактора и компрессоров для сжатия газа без масляной смазки.

1.5 Обоснование выбора проектного решения

Конкретный выбор типа и конструктивных особенностей аппарата зависит от относительной значимости отдельных факторов и назначения: стоимости изготовления аппарата (капитальные затраты), эксплуатационных расходов, возможности очистки аппарата, склонности к коррозии, разности рабочих давлений сред, рабочего диапазона температур, возможности возникновения вибрации труб, и появления усталостных повреждений. Также существенную роль в этом играют сложившиеся в организациях-поставщиках традиции, опирающиеся на многолетний опыт надежной эксплуатации разрабатываемой ими массообменной аппаратуры.

Исходя из проведенного анализа существующих реакторов и их прочностных характеристик, а также условий процесса, при которых данные аппараты работают, в качестве решения для существующей проблемы в дипломном проекте предлагается использование конструкции, представленной на рисунке 2.1 с заменой существующей в трубчатом реакторе распределительной решётки на более совершенную. Новая конструкция обеспечит более равномерную подачу смеси газов к катализатору и постоянство их скорости, за счет чего увеличивается поверхность контакта реагентов. При этом в реакторе создаются оптимальные условия для протекания процесса гидрирования бензола в парогазовой фазе при температуре от 125 до 270 °С, давлении от 1,6 до 2,0 МПа (от 16 до 20 кгс/см²) на никелевых катализаторах.

Предлагаемые мероприятия позволят решить ряд проблем, среди которых:

? повышение производительности реактора без потери качества конечного продукта. Так как объем производства постоянно увеличивается, то и увеличивается потребность в азотоводородной смеси;

? снижение активности никелевых катализаторов[4];

? неоптимальная площадь поверхности теплообмена катализатора со смесью газов;

? образование застойных зон на участках между отверстиями решетки;

? недостаточная циркуляция газов в межтрубном пространстве.

Таким образом, применение предлагаемой конструкции реактора гидрирования бензола, позволит повысить производительность цеха гидрирования бензола и, следовательно, снизить затраты на производство готовой продукции.



2. Характеристика сырья и готовой продукции

Сырьём в отделении гидрирования бензола для производства капролактама является бензол и азотоводородная смесь (АВС). В аппарате гидрирования на катализаторе происходит взаимодействие газообразного бензола с АВС с образованием циклогексана.

Для получения циклогексана гидрированием используется бензол нефтяной, марки "Для синтеза" ГОСТ 9572-77[7].

Бензол ? бесцветная жидкость со своеобразным резким запахом.

Температура плавления ? 5,5 °С, температура кипения ? 80,1 °С, плотность ? 0,879 г/см³, молекулярная масса ? 78,11 г/моль. С воздухом образует взрывоопасные смеси, хорошо смешивается с эфирами, бензином и другими органическими растворителями, с водой образует смесь с температурой кипения 69,25°С. Растворимость в воде 1,79 г/л (при 25°С). Токсичен, опасен для окружающей среды, огнеопасен[6].

Бензол по составу относится к ненасыщенным углеводородам (гомологический ряд С_пН_2п), но в отличие от углеводородов ряда этилена, проявляет свойства, присущие насыщенным углеводородам при жёстких условиях, а вот к реакциям замещения бензол более склонен. Такое "поведение" бензола объясняется его особым строением: наличием в его структуре сопряжённого р-электронного облака.

В зависимости от технологии производства и назначения установлены следующие марки нефтяного бензола: высшей очистки, очищенный и для синтеза. Нормы для марок регламентированы ГОСТ 9572-93 [3] и приведены в таблице 2.1.

Бензол нефтяной получают в процессе каталитического риформинга бензиновых фракций, каталитического гидродеалкилирования толуола и ксилола, а также при пиролизе нефтяного сырья, дегидрировании циклогексана[4].

С₆Н₁₂ С₆Н₆+ЗН₂^

Наиболее характерными для бензола являются реакции замещения: галогенирование, нитрование, сульфирование. Также бензол склонен к реакциям присоединения: гидрирование, присоединение хлора:

С₆Н₆ + 3Cl₂ + C₆H₆Cl₆

Для бензола также характерна реакция горения в присутствии кислорода:

2С₆Н₆+3О₂+12СО₂+6Н₂О

Таблица 2.1 - Нормы технических показателей для марок бензола

Наименование сырья	Наименование показателей	Технические показатели с допустимыми отклонениями
		Высшей очистки	Очищенный	Высший сорт для синтеза
Бензол	1 Плотность при 20?, г/см3 2 Массовая доля	0,878- 0,880	0,87-0,88	0,878 - 0,880 99,7 0,06 0,13 0,08 ? 0,000
	основного вещества, % не менее 3 Массовая доля примесей, % не более: н-гептан метилциклогексан + толуол метилциклопентана толуол 4 Массовая доля общей серы, % не более	99,9 0,01 0,05 0,02 ? 0,00005	99,8 0,06 0,09 0,04 0,03 0,00010

Основные области применения бензола ? производство этилбензола, кумола и циклогексана. На долю этих продуктов приходится около 70% мирового потребления бензола. Бензол также используется для получения анилина, малеинового ангидрида, является сырьем для производства синтетических волокон, каучуков, пластмасс.

Водород ? является одним из наиболее распространённых элементов ? его доля составляет 0,88% от массы всех трёх оболочек земной коры. Основное количество этого элемента находится в связанном состоянии.

В виде соединений с углеродом водород входит в состав нефти, горючих природных газов и всех организмов.

Свободный водород состоит из молекул Н₂. Он часто содержится в вулканических газах. Частично он образуется также при разложении некоторых органических остатков. Небольшие его количества выделяются зелёными растениями. Атмосфера содержит около 10-5 объёмн.% водорода. В природе водород образуется главным образом при разложении органических веществ, например целлюлозы или белков, некоторыми видами бактерий.

Водород ? газ без цвета и запаха, плотность при н.у. 0.09 г/л. Температура кипения минус 252,8?. В воде очень плохо растворим. Хорошо растворим в некоторых металлах[11].

Связь в молекуле Н₂ очень прочная, поэтому химически водород малоактивен. Его реакционная способность значительно повышается в присутствии катализаторов, таких как платина, никель. В химических реакциях водород может быть как окислителем, так и восстановителем.

Водород взаимодействует как восстановитель: с кислородом при поджигании, с серой при нагревании, с хлором.

Водород взаимодействует как окислитель только с активными металлами. При высокой температуре водород может восстанавливать большинство оксидов металлов.

При взаимодействии водорода с оксидом углерода может получиться метиловый спирт:

СО₂+Н₂CН₃ОН



В настоящее время водород получают в огромных количествах. Очень большую часть его используют при синтезе аммиака, гидрогенизации жиров и при гидрировании угля, масел и углеводородов. Кроме того, водород применяют для синтеза соляной кислоты, метилового спирта, синильной кислоты.

Азот - представляет собой бесцветный и не имеющий запаха газ (t_пл.=?210?, t_кип. = ?196?). Растворимость его в воде мала - около 2 % по объёму. Молекула азота двухатомна и заметно не распадается на атомы даже при очень высоких температурах. Физиологически индифферентный газ. В атмосферном воздухе содержится 78,09 % азота. Взрывопожаробезопасен[11].

Свободный азот химически весьма инертен. В обычных условиях он не реагирует ни с металлоидами, ни с металлами (кроме Li). При повышении температуры его активность увеличивается главным образом по отношению к металлам, с некоторыми из которых он при нагревании соединяется, образуя нитриды этих металлов. В химических реакциях азот может быть как окислителем, так и восстановителем. Азот взаимодействует как окислитель с водородом, с металлами. Как восстановитель ? с кислородом, с фтором.

Применение свободного азота, как такового, довольно ограниченно. Главным образом его используют для заполнения электроламп. Соединения азота имеют громадное значение для биологии и используются в разнообразных отраслях промышленности. Наибольшие их количества расходуются в качестве минеральных удобрений и при производстве взрывчатых веществ.

Циклогексан ? бесцветная, легковоспламеняющаяся, маслянистая, прозрачная жидкость, с характерным запахом, плохо растворимая в воде, является хорошим растворителем (пары циклогексана тяжелее воздуха). Обладает наркотическим действием, токсичен, вызывает раздражение глаз, кожи, респираторной системы, поражает центральную нервную систему. Температура плавления ? 6,5°С, температура самовоспламенения ? 259°С, температура кипения ? 80,7°С, плотность ? 0,778 г/см³, температура вспышки ? 17°С, температурные пределы воспламенения от -17 до 20°С, объёмные пределы воспламенения от 1,2 до 10,6%, молекулярная масса ? 84,16г/моль. По химическим свойствам циклогексан очень близок к ларофиновым углеводородам. Он довольно стоек к действию многих реагентов. Для циклогексана характерны все химические свойства насыщенных углеводородов: реакции замещения, отщепления, разложения и окисления[4].

В отличие от насыщенных углеводородов для циклогексана возможна реакция присоединения[4]:

С₆Н₁₂+С1₂=С₆Н_ПС1 + НС1

Основным промышленным способом получения циклогексана является гидрирование ароматических углеводов:

С₆Н₆+ЗН₂^С₆Н₁₂+ 207 кДж/моль

В настоящее время циклогексан в основном используют в производстве полимерных волокон, а также при проведении научно-исследовательских работ, в аналитической и лабораторной практике[2].

Капролактам ? белое кристаллическое вещество с температурой плавления 69°С, формула С₆Н₁₁NО, перевозится и хранится в жидком виде. Капролактам является исходным продуктом для получения полиамидных волокон. Области использования полиамидов и капролактама определил комплекс ценных свойств, которыми обладают эти волокна. Важнейшей областью применения полиамидного волокна является шинная промышленность. Из капрона и нейлона изготавливается корд ? основной структурный элемент автомобильных и авиационных шин. Капроновое волокно нашло также применение при производстве разного рода крученых изделий (канаты, веревки, тросы), для изготовления рыболовных сетей. В последнем случае существенную роль играет способность волокна не поддаваться гниению в морской воде[4].



3. Описание технологической схемы

Технологическая схема получения циклогексана представлена на рисунке 3.1.

Рисунок 3.1 - Технологическая схема гидрирования бензола

Бензол поступает в отделение гидрирования с базисного склада и центробежным насосом поз. Н 180 подается в трубное пространство теплообменника поз. Т 103

Азотоводородная смесь с давлением от 2,0 до 3,0 МПа и содержанием водорода не менее 90 % объемных поступает в отделение гидрирования из цеха метанола или с аммиачных производств.

Кроме АВС с аммиачных производств и из цеха метанола предусмотрено использование реакционного водорода со стадии дегидрирования циклогексанола. В агрегате гидрирования циркуляция газа осуществляется компрессором поз. В 112.

Циркуляционный газ, свежий водород и бензол поступают в трубное пространство теплообменника поз. Т 103. Здесь происходит испарение бензола, смешение его с циркуляционным газом и свежим водородом и нагрев смеси за счет тепла реакционной смеси, поступающей в межтрубное пространство теплообменника поз. Т 103, после реакторов поз. Р 107 или поз. Р 108.

Распределительное устройство теплообменника поз. Т 103 позволяет смешивать жидкий бензол с циркуляционным газом за счет инжектирования в трубное пространство жидкости поступающим снизу циркуляционным газом.

Исходная смесь из теплообменника поз. Т 103 нагретая до температуры не менее 80 С поступает в паровой подогреватель поз. Т 104. Паровой подогреватель служит для нагрева газа при пуске, а при нормальной работе гарантирует подогрев исходной смеси до температуры не менее 125С, что обеспечивает полный перевод бензола в газовую фазу. Подогреватель поз.

Т 104 работает на паре давлением 0,5 МПа, предусмотрена также подача пара давлением 1,5 МПа. После подогревателя исходная смесь направляется в колонну форконтакта поз. К 105, где происходит очистка бензола и водорода от серосодержащих соединений на катализаторе К-СО, НТК-4, ГИАП-ПС или смеси этих катализаторов. Процесс очистки протекает при температуре не менее 125 С и давлении от 1,6 до 2,0 МПа. После очистки содержание серы в исходной смеси должно быть не более 0,0001 % вес.

Из колонны форконтакта поз. К 105 исходная смесь поступает на гидрирование в трубчатый реактор поз. Р 107, а затем в засыпной реактор поз. Р 108.

Процесс гидрирования бензола происходит в парогазовой фазе при температуре от 125 до 270 С, давлении от 1,6 до 2,0 МПа на никелевых катализаторах. Процесс гидрирования бензола протекает с выделением тепла. В трубном пространстве реактора поз. Р 107 осуществляется контроль за температурой в зоне реакции, установленными на разных глубинах термопарами ? всего 10 штук.

Тепло реакции в реакторе поз. Р 107 снимается испаряющимся в межтрубном пространстве реактора конденсатом. Конденсат в межтрубное пространство поступает из сепаратора поз. С 119.

Пароконденсатная смесь из межтрубного пространства реактора поз. Р 107 поступает в сепаратор поз. С 119, где происходит отделение пара от циркуляционного конденсата. Конденсат по опускным трубам возвращается в межтрубное пространство реактора поз. Р 107, а реакционный пар выдается в коллектор пара 0,5 МПа.

Температура в зоне реакции реактора поз. Р 107 поддерживается регулированием давления в сепараторе поз. С 119, а следовательно, и в межтрубном пространстве реактора поз. Р 107. После определенного времени работы активность катализатора изменяется по высоте реактора из-за осмоления и отравления его сернистыми соединениями. Снижение активности никелевых катализаторов может быть компенсировано до определенных пределов повышением температуры в зоне реакции за счет повышения давления пара в сепараторе поз. С 119. В начале работы на свежем катализаторе полное превращение бензола достигается в трубчатом реакторе поз. Р 107, при этом засыпной реактор поз. Р 108 находится в отключенном состоянии.

При появлении бензола в циклогексане после реактора поз. Р 107 к технологической схеме подключается засыпной реактор поз. Р 108. В этом случае температура реакционной смеси на выходе из реактора поз. Р 107 не должна превышать 230 С, температура после реактора поз. Р 108 также не должна превышать 230 С.

После реактора поз. Р 108 реакционная смесь (циклогексан и циркуляционный газ) поступает на охлаждение в межтрубное пространство теплообменника поз. Т 103, где она охлаждается, отдавая свое тепло исходной смеси. Дальнейшее охлаждение реакционной смеси производится оборотной водой в холодильнике поз. Т 109 до температуры не более 50 С, при этом происходит конденсация циклогексана.

Из холодильника поз. Т 109 газожидкостная смесь направляется в сепаратор поз. С 110, где жидкий циклогексан отделяется от циркуляционного газа. Отделение жидкости в сепараторе поз. С 110 достигается за счет тангенциального ввода исходной смеси и внутреннего сепарационного устройства. Жидкий циклогексан из сепаратора поз. С 110 выводится в сборник - сепаратор поз. Е 129 за счет разности давления в сепараторе поз. С 110, и сборнике поз. Е 129.

Газы из сепаратора поз. С 110 (циркуляционный газ), содержащие следы жидкого циклогексана, проходят сепаратор поз. С 171. Температура циркуляционного газа после сепаратора поз. С 110 поддерживается, не более 45 С. Предусмотрен вывод циклогексана из сепаратора поз. С 171 автоматически по уровню сборник поз. Е 129.

Компрессор дожимает циркуляционный газ с 1,6 1,8 МПа до 1,8

2,0 МПа и возвращает в агрегат гидрирования. Величина перепада давления до 0,2 МПа за счет компремирования газа. Увеличение перепада свыше 0,2 МПа происходит при росте сопротивления слоев катализатора в аппаратах поз. К 105, Р 107, Р 108.

В связи с тем, что исходная АВС содержит до 5 % объемных инертных газов, производится их отдувка из цикла. Отдувочный газ выводится из цикла с таким расчетом, чтобы циркуляционный газ, поступающий на всас компрессора поз. В 112, содержал водорода от 20 до 50 % по объему. Отдувочный газ выводится по анализу на содержание водорода через клапан, установленный на линии выдачи отдувочного газа из сепаратора поз. С 117.

Отдувочный газ направляется на охлаждение в холодильник поз. Т 116 захоложенной водой. При охлаждении отдувочного газа происходит конденсация циклогексана. Температура газожидкостной смеси после холодильника поз. Т 116 поддерживается не более 25С. Газ, и сконденсированный циклогексан поступают в сепаратор поз. С 117, где происходит отделение сконденсированного циклогексана из газовой фазы.

Газ после сепаратора поз. С 117, содержащий не более 0,5 % об циклогексана, направляется на факельную установку стадии 100 (корп.3008/₂) или в случае остановки факельной установки стадии 100 на сбросную свечу.

Циклогексан из сепаратора поз. С 110 дросселируется в сборник поз. Е 129, в котором поддерживается давление не более 0,35 МПа

Газы, выделившиеся при дросселировании из сборника поз. Е 129, поступают в теплообменник поз. Т 130, где охлаждаются до 20С, захоложенной водой. Циклогексан, сконденсировавшийся из газов, стекает в сборник поз. Е 129, а газы дросселирования направляются в линию отдувочных газов.

Циклогексан из сборника поз. Е 129 выдается в отделение органических полупродуктов корп. 3004. [3]



4. Расчет технологических балансов и расходных норм

Исходные данные для расчета материальных балансов представлены в таблице 4.1.

Таблица 4.1 ? Исходные данные для расчета материального баланса[3]

1.	Состав бензола (высшего сорта) wi , масс, %. бензол толуол метилциклогексан метилциклопентан н-гептан	C6H6 - 99,91 C6H5CH3 - 0,03 C6H11CH3 - 0,03 C5H9CH3 - 0,02 C7H16 - 0,01
2.	Годовой фонд рабочего времени	8000 ч
3.	Максимальная нагрузка по бензолу до реконструкции	7,2 м3/ч
4.	Максимальная нагрузка по бензолу после реконструкции	7,9 м3/ч
5.	Соотношение газов на входе в реактор: H2 : N2 : C6H6	5,5:2,5: 1
6.	Объёмная скорость подачи сырья	0,8 ч -1
7.	Температура ввода газов в реактор	135°С
8.	Температура гидрирования	220°С
9.	Температура конденсации	40°С
10.	Тепловой эффект гидрирования	206,07 кДж/моль
11.	Плотность бензола при 20°С	876 кг/ м3
12.	Давление на входе в реактор поз. Р107	1,7 МПа
13.	Потери циклогексана с газами	0,02 %
14.	Степень конверсии бензола в реакторе первой ступени поз. Р107	99,8 %

4.1 Расчет материального баланса до реконструкции

Часовая нагрузка по бензолу:

7,2 м³/ч или 7,2 · 876 = 6307,2 кг/ч.

С учетом 5% потерь:

6307,2 · 1,05 = 6590,54 кг/ч или 1892,67 м³/ч.

По уравнению реакции:

С₆Н₆ + 3Н₂ - С₆Н₁₂

реагирует:

? бензола: 1892,67 м³/ч или 6590,54 кг/ч

? водорода: 5678,01 м³/ч или 506,97 кг/ч;

? циклогексана: 1892,67 м³/ч или 7097,5 кг/ч.

Расход технического бензола:

6590,54 · 100 / 99,91 = 6596,5 кг/ч.

Таблица 4.2 ? Состав технического бензола

	С6Н6	С6Н5СН3	С6Н11СН3	С5Н9СН3	С7Н16	?
W, %	99,91	0,03	0,03	0,02	0,01	100
m, кг/ч	6590,54	1,98	1,98	1,32	0,66	6596,5
Мr, кг/кмоль	78	92	98	84	100	-
V, м3/ч	1892,67	0,48	0,45	0,35	0,15	1894,1

В соответствии с заданным объёмным отношением компонентов (С₆Н₆ : Н₂ : N₂ = 5,5 : 2,5 : 1), в реактор поз. Р107 подают:

? водорода: 5,5 · 1892,67 = 10409,69 м³/ч;

? азота: 2,5 · 1892,67 = 4731,68 м³/ч.

Остаётся водорода в циркуляционном газе после реактора второй ступени:

10409,69 ? 5678,01 = 4731,68 м³/ч.

Выходит после реактора азотоводородной смеси:

4731,68 + 4731,68 = 9463,36 м³/ч.

Определяем объёмную долю циклогексана в циркуляционном газе с учётом частичной конденсации циклогексана из газовой смеси. Давление насыщенного пара циклогексана при 35°С составляет Р_п = 20,4 · 10³Па. При давлении газовой смеси в сепараторе Р_см = 1,7 · 10⁶ Па объёмная доля циклогексана в циркуляционном газе по формуле:

Ф = (Р_п / Рсм) ·100 =(20,4 · 10³/1,7 · 10⁶) · 100 = 1,2%.



Пренебрегая для упрощения расчёта растворимостью азота и водорода в циклогексане, находим количество циклогексана в газовой смеси на входе в реактор первой ступени:

9463,36 · 1,2/(100 ? 1,2) = 115 м³/ч или 431,25 кг/ч.

Состав газовой смеси на входе в реактор первой ступени определяем суммируя количество компонентов в потоке и рассчитанное количество циклогексана, водорода и азота.

Органические соединения в техническом бензоле в количестве:

0,48 + 0,45 + 0,35 + 0,15 =1,43 м³/ч или 1,98 + 1,98 + 1,32 + 0,66 = 5,94 кг/ч.

В дальнейшем расчёте объединены под общим названием примеси.

Таблица 4.3 ? Состав газовой смеси на входе в реактор первой ступени

	СбНб	СбН12	Н2	N2	примеси	?
Vф, м3/ч	1892,67	115	10409,69	4731,68	1,43	17150,47
цi, %	11,035	0,67	60,7	27,59	0,008	100
mф, кг/ч	6590,54	431,25	929,44	5914,6	5,94	13871,77
wi, %	47,51	3,11	6,7	42,64	0,04	100

Исходя из того, что степень конверсии бензола в реакторе первой ступени равна 99,8%, следовательно, реагирует:

? бензола: 1892,67 · 0,998 = 1888,88 м³/ч;

? водорода: 1888,88 · 3 = 5666,65 м³/ч.

? образуется циклогексана: 1888,88 м³/ч.

Рассчитываем состав газовой смеси на выходе из реактора первой ступени:

С₆Н₆ 1892,67 ? 1888,88 = 3,79 0,030

С₆Н₁₂ 115 + 1888,88 = 2003,88 17,45

Н₂ 10409,69 ? 5666,65 = 4743,04 41,31

N₂ 4731,68 41,2

Примеси 1,43 0,01

Всего 11483,82 м³/ч 100

В реакторе второй ступени реагирует 3,79 м /ч бензола,

? расходуется 3,79 · 3 = 11,37 м³/ч водорода.

? образуется 3,79 м³/ч циклогексана.

? остаётся 4731,68 ? 11,37 = 4720,31 м³/ч водорода.

Количество циклогексана на выходе из реактора второй ступени:

2003,88 + 3,79 = 2007,67 м³/ч

Количество газовой смеси на выходе из реактора второй ступени:

2007,67 + 4720,31 + 4731,68 + 1,43 = 11461,095 м³/ч

Потери циклогексана с продувочными и танковыми газами составляют 0,2% или 1892,67 · 0,002 = 3,78 м³/ч, возвращается в реактор первой ступени ? 115 м³/ч циклогексана.

Количество циклогексана, конденсирующегося в сепараторе:

2007,67 ? 3,78 ? 115 = 1888,89 м³/ч или 7083,3 кг/ч.

Растворимость компонентов газа в циклогексане: водорода ? 0,120 м³/т; азота ? 0,250 м³/т при температуре 35°С и давлении 1,7 · 10⁶Па.

В циклогексане при давлении 1,7 · 10⁶Па растворяется:

? водорода: 0,120 · 17 · 7,0833 = 14,45 м³/ч или 1,29 кг/ч;

? азота: 0,250 · 17 · 7,0833 = 30,1 м³/ч или 37,6 кг/ч.

Всего из сепаратора выходит жидкой фазы:

1888,89 + 14,45 + 30,1+ 1,43 = 1934,87 м³/ч

или

7083,3 + 1,29 + 37,6 + 5,94 = 7128,13 кг/ч

Состав газовой смеси после сепаратора:

С₆Н₁₂ 2007,67- 1888,89 = 118,78 1,25

Н₂ 4720,31 - 14,45 = 4705,86 49,4

N₂ 4731,68 -30,1 = 4701,58 49,35

Всего 9526,22 100

Состав продувочных газов:

С₆Н₁₂ 3,78 1,25

Н₂ 3,78?49,4/1,25 = 149,38 49,4

N₂ 3,78-49,35/1,25 = 149,23 49,35

Всего 302,34 100

Состав циркуляционного газа:

С₆Н₁₂ 115 1,25

Н₂ 4705,86 ? 149,38 = 4556,48 49,4

N₂ 4701,58-149,23 = 4552,35 49,35

Всего 9223,83 100

Расход свежей азотоводородной смеси должен компенсировать затраты водорода на реакцию гидрирования, потери азотоводородной смеси при продувке и на растворение в циклогексане.

Состав свежей азотоводородной смеси:

Н₂ 5678,01+149,38+14,45=5841,84 97,02

N₂ 149,23+30,1=179,33 2,98

Всего 6021,17 100

Продувочные газы охлаждаются в холодильнике-конденсаторе при темпратуре 10?. Парциальное давление паров циклогексана при этой температуре равно 6,33·10³Па, объёмная доля циклогексана в газе после холодильника-конденсатора составляет:

(6,33 ? 10³/1,7 ? 10⁶) ? 100 = 0,37%

Количество водорода и азота в продувочных газах:

302,34 ? 3,78 = 298,56 м³/ч

Количество циклогексана в продувочных газах после холодильника-конденсатора и сепаратора:

298,56 · 0,37/(100 ? 0,37) = 1,108 м³/ч или 4,16 кг/ч.

Количество циклогексана, поступающего из сепаратора в сборник:

3,78 ? 1,108 = 2,67 м³/ч или 10,02 кг/ч.

Сбрасывают на факел газа:

298,56 + 1,108 = 299,67 м³/ч

Растворённые в циклогексане азот и водород отделяются дросселировании газа до давления 0,2 · 10⁶ Па. Образуются танковые объёмная доля циклогексана в которых составляет:

(20400/0,2 · 10⁶) · 100 = 10,2%

Количество циклогексана в танковых газах:

(14,45 + 30,1) · 10,2 /(100 ? 10,2) = 5 м³/ч или 18,98 кг/ч

где 14,45 и 30,1 м³/ч ? количество водорода и азота, растворённых в циклогексане.

Количество танковых газов:

14,45 + 30,1 + 5=49,55 м³/ч

Общие потери циклогексана составляют

7097,5 · 0,002 = 14,195 кг/ч

Потери с продувочными газами ? 4,16 кг/ч, следовательно, с газами дросселирования после их охлаждения в холодильнике-конденсаторе теряется:

14,195 ? 4,16 = 10,035 кг или 2,676 м³/ч.

Результаты расчётов сводим в таблицу 4.4.

Таблица 4.4 ? Сводная таблица материального баланса:

Приход	м3/ч	кг/ч	Расход	м3/ч	кг/ч
Бензол			Циклогексан
технический:			технический:
бензол	1892,67	6590,54	циклогексан	1888,89	7083,34
толуол	0,48	1,98	толуол	0,48	1,98
метилциклогексан	0,45	1,98	метилциклогексан	0,45	1,98
метилциклопентан	0,35	1,32	метилциклопентан	0,35	1,32
н-гептан	0,15	0,66	н-гептан	0,15	0,66
Итого:	1894,1	6596,48	Итого:	1890,32	7089,28
Азотоводородная			Продувочные газы:
смесь:			азот	149,23	186,54
азот	179,33	224,16	водород	149,38	13,33
водород	5841,84	521,6	циклогексан	1,11	4,16,1
Итого:	6021,17	745,76	Итого:	299,72	204,038
Циркуляционный			Танковые газы:
газ:			азот	30,1	37,6
азот	4552,35	5690,44	водород	14,45	1,29
водород	4556,48	406,83	циклогексан	2,67	10,02
циклогексан	115	431,25
Итого:	9223,83	6528,52	Итого:	47,22	48,91
			Циркуляционный
			газ:
			азот	4552,35	5690,44
			водород	4556,48	406,83
			циклогексан	115	431,25
			Итого:	9223,83	6528,52
Всего:	17139,1	13870,76	Всего:	11461,09	13870,75

4.2 Тепловой баланс трубчатого реактора до реконструкции

Исходные данные:

Температура на входе в реактор - 135°С;

Температура на выходе из реактора - 180°С;

Давление насыщенного водяного пара ? 0,6 МПа.

Приход тепла.

Найдём средние объёмные теплоёмкости газовой смеси.

Таблица 4.5 ? Средние объёмные теплоёмкости газовой смеси на входе и выходе из реактора

Компонент	Т=135+273=408 К	Т=180+273=453 К
	цi,%	Сi, Дж/ (моль · К)	Сiцi, кДж/ (м3 · К)	цi,%	Сi, Дж/ /(моль · К)	Сiцi, кДж/ (м3 · К)
СбНб	11,035	97,61	0,481	0,033	104,13	0,0015
СбН12	0,67	129,97	0,039	17,5	139,67	1,091
Н2	60,7	28,88	0,783	41,3	28,9	0,533
N2	27,59	29,37	0,362	41,2	29,47	0,542
?	100	?	1,665	100	?	2,1675

Отсюда, тепловой поток газовой смеси на входе в реактор:

Q₁ = (G_см.₁. /3600 ? 2)С_iцit_{см 1}= (17139,1/ 3600 ? 2) · 1,665 · 135 = 535,06 кВт,

где С_1ц1 = 2,2687 кДж/(м³ · К) ? средняя объёмная теплоёмкость газовой смеси на входе в реактор при температуре 135°С.

Q_см.1 ? массовый расход газовой смеси на входе в реактор, кг/ч

t _см.1 ? температура газовой смеси на входе в реактор, °С

Теплота реакции гидрирования составляет q = 207 кДж/моль, тогда

Q₂= [(7097,5 · 431,25)/(2 · 3600 · 84)] · 207 · 1000 = 2271,4 кВт,

где 7097,5 и 431,25 ? количество циклогексана на выходе и входе, кг/ч.

Расход тепла.

Теплопотери в окружающую среду составляют 5% от общего прихода тепла:

Q_ПОТ = (535,06 + 2217,4) · 0,05 = 137,623 кВт

Тепловой поток газовой смеси на выходе из реактора:

Q_З = (G_{см. 2.}/3600 · 2)С_iц_it_см2 = (11451,09/3600 · 2) · 2,1675 · 180 = 621,05 кВт.

где С_1ц12 = 2,37 кДж/(м³ · К) ? средние объёмные теплоёмкости газовой смеси на выходе из реактора при температуре 180°С;

Q_см.2 ? массовый расход газовой смеси на выходе из реактора, кг/ч;

t_{см 2} ? температура газовой смеси на выходе из реактора, °С.

Теплоту, отводимую кипящим конденсатом, находим из общего уравнения теплового баланса:

Q₄ = Q _прих ?Q_расх = (535,06 + 2271,4) ? (621,05 + 137,623) = 2047,78 кВт,

где Q _прих и Q _расх ? общий приход и расход теплоты



Таблица 4.6 ? Сводная таблица теплового баланса

Приход	кВт	Расход	кВт
Тепловой поток газовой смеси на входе в реактор	535,06	Тепловой поток газовой смеси на выходе из реактора	621,05
Теплота экзотермической реакции	2271,4	Теплота, отводимая кипящим конденсатом	2047,78
		Теплопотери в окружающую среду	137,623
Всего:	2806,46	Всего:	2806,45

Принимаем, что кпд процесса теплообмена равен 0,9. Определяем количество образующегося вторичного водяного пара в межтрубном пространстве реактора первой ступени:

G_п = 2047,78 · 0,9/ 2095 = 0,879 кг/с

где 2095 ? удельная теплота парообразования при давлении 0,6 МПа и

температуре t = (135 + 180)/2 = 158°С.

4.3 Материальный баланс после реконструкции

Часовая нагрузка по бензолу:

7,9 м³/ч или 7,9 · 876 = 6920,4 кг/ч.

С учетом 5% потерь:

6920,4 · 1,05 = 7266,42 кг/ч или 2086,77 м³/ч.

По уравнению реакции:

С₆Н₆ + 3Н₂ = С₆Н₁₂

реагирует:

? бензола: 2086,77 м³/ч или 7266,42 кг/ч

? водорода: 6260,31 м³/ч или 558,96 кг/ч;

? циклогексана: 2086,77 м³/ч или 7825,39 кг/ч.

Расход технического бензола:

7266,42 · 100 / 99,91 = 7272,97 кг/ч.

Таблица 4.7 ? Состав технического бензола

	С6Н6	С6Н5СН3	С6Н11СН3	С5Н9СН3	С7Н16	?
W, %	99,91	0,03	0,03	0,02	0,01	100
m, кг/ч	7266,42	2,00	2,00	1,34	0,68	7272,97
Мr, кг/кмоль	78	92	98	84	100	-
V, м3/ч	2086,77	0,50	0,47	0,37	0,17	2088,28

В соответствии с заданным объёмным отношением компонентов (С₆Н₆ : Н₂ : N₂ = 5,5 : 2,5 : 1), в реактор поз. Р107 подают:

? водорода: 5,5 · 2086,77 = 11477,24 м³/ч;

? азота: 2,5 · 2086,77 = 5216,93 м³/ч.

Остаётся водорода в циркуляционном газе после реактора второй ступени:

11477,24 ? 6260,31 = 5216,93 м³/ч.

Выходит после реактора азотоводородной смеси:

5216,93 + 5216,93 = 10433,86 м³/ч.

Определяем объёмную долю циклогексана в циркуляционном газе с учётом частичной конденсации циклогексана из газовой смеси. Давление насыщенного пара циклогексана при 35°С составляет Р_п = 20,4 · 10³Па. При давлении газовой смеси в сепараторе Р_см = 1,7 · 10⁶ Па объёмная доля циклогексана в циркуляционном газе по формуле:

Ф = (Р_п / Рсм) ·100 =(20,4 · 10³/1,7 · 10⁶) · 100 = 1,2%.

Пренебрегая для упрощения расчёта растворимостью азота и водорода в циклогексане, находим количество циклогексана в газовой смеси на входе в реактор первой ступени:

10433,86 · 1,2/(100 ? 1,2) = 126,73 м³/ч или 475,24 кг/ч.

Состав газовой смеси на входе в реактор первой ступени определяем суммируя количество компонентов в потоке и рассчитанное количество циклогексана, водорода и азота.

Органические соединения в техническом бензоле в количестве:

0,5 + 0,47 + 0,37 + 0,17 =1,51 м³/ч или 2,00 + 2,00 + 1,34 + 0,68 = 6,02 кг/ч.

Таблица 4.8 ? Состав газовой смеси на входе в реактор первой ступени

	СбНб	СбН12	Н2	N2	примеси	?
Vф, м3/ч	2086,77	126,73	11477,24	5216,93	1,51	18909,18
цi, %	11,035	0,67	60,7	27,59	0,008	100
mф, кг/ч	7266,42	475,24	1024,80	6521,16	6,02	15293,64
wi, %	47,51	3,11	6,7	42,64	0,04	100

Исходя из того, что степень конверсии бензола в реакторе первой ступени равна 99,8%, следовательно, реагирует:

? бензола: 2086,77 · 0,998 = 2082,60 м³/ч;

? водорода: 2082,60 · 3 = 6247,8 м³/ч.

? образуется циклогексана: 2082,60 м³/ч.

Рассчитываем состав газовой смеси на выходе из реактора первой ступени:

С₆Н₆ 2086,77 ? 2082,60 = 4,17 0,030

С₆Н₁₂ 126,73 + 2082,60 = 2209,33 17,45

Н₂ 11477,24 ? 6247,8 = 5229,44 41,31

N₂ 5216,93 41,2

Примеси 1,51 0,01

Всего 12661,38 м³/ч 100

В реакторе второй ступени реагирует 4,17 м /ч бензола,

? расходуется 4,17 · 3 = 12,51 м³/ч водорода.

? образуется 4,17 м³/ч циклогексана.

? остаётся 5216,93 ? 12,51 = 5204,42 м³/ч водорода.

Количество циклогексана на выходе из реактора второй ступени:

2209,33 + 4,17 = 2213,5 м³/ч

Количество газовой смеси на выходе из реактора второй ступени:

2213,5 + 5204,42 + 5216,93 + 1,51 = 11636,36 м³/ч

Потери циклогексана с продувочными и танковыми газами составляют 0,2% или 2086,77 · 0,002 = 4,17 м³/ч, возвращается в реактор первой ступени ? 126,73 м³/ч циклогексана.

Количество циклогексана, конденсирующегося в сепараторе:

2213,5 ? 4,17 ? 126,73 = 2082,6 м³/ч или 7809,71 кг/ч.

Растворимость компонентов газа в циклогексане: водорода ? 0,120 м³/т; азота ? 0,250 м³/т при температуре 35°С и давлении 1,7 · 10⁶ Па.

В циклогексане при давлении 1,7 · 10⁶ Па растворяется:

? водорода: 0,120 · 17 · 7,80971 = 15,93 м³/ч или 1,42 кг/ч;

? азота: 0,250 · 17 · 7,80971 = 33,19 м³/ч или 41,46 кг/ч.

Всего из сепаратора выходит жидкой фазы:

2082,6 + 15,93 + 33,19 + 1,51 = 2133,23 м³/ч

или

7809,71 + 1,42 + 41,46 + 6,02 = 7858,61 кг/ч

Состав газовой смеси после сепаратора:

С₆Н₁₂ 2213,5 ? 2082,6 = 130,9 1,25

Н₂ 5204,42 ? 15,93 = 5188,49 49,4

N₂ 5216,93 ? 33,19 = 5183,74 49,35

Всего 10503,13 100

Состав продувочных газов:

С₆Н₁₂ 4,17 1,25

Н₂ 4,17 · 49,4/1,25 = 164,80 49,4

N₂ 4,17 · 49,35/1,25 = 164,63 49,35

Всего 333,6 100

Состав циркуляционного газа:

С₆Н₁₂ 126,73 1,25

Н₂ 5188,49 ? 164,80 = 5023,69 49,4

N₂ 5183,74 ? 164,63 = 5019,11 49,35

Всего 10169,53 100

Расход свежей азотоводородной смеси должен компенсировать затраты водорода на реакцию гидрирования, потери азотоводородной смеси при продувке и на растворение в циклогексане.

Состав свежей азотоводородной смеси:

Н₂ 6260,31 + 164,80 + 15,93 = 6441,04 97,02

N₂ 164,80 + 33,19 = 197,99 2,98

Всего 6639,03 100

Количество водорода и азота в продувочных газах:

333,6 ? 4,17 = 329,43 м³/ч

Количество циклогексана в продувочных газах после холодильника-конденсатора и сепаратора:

329,43 · 0,37/(100 ? 0,37) = 1,223 м³/ч или 4,59 кг/ч.

Количество циклогексана, поступающего из сепаратора в сборник:

4,17 ? 1,223 = 2,95 м³/ч или 11,07 кг/ч.

Сбрасывают на факел газа:

329,43 + 1,223 = 330,65 м³/ч

Количество циклогексана в танковых газах:

(15,93 + 33,19) · 10,2 /(100 ? 10,2) = 5,58 м³/ч или 21,18 кг/ч

где 15,93 и 33,19 м³/ч ? количество водорода и азота, растворённых в циклогексане.

Количество танковых газов:

15,93 + 33,19 + 5,58 = 54,7 м³/ч.

Общие потери циклогексана составляют

7266,42 · 0,002 = 14,53 кг/ч.

Потери с продувочными газами ? 4,59 кг/ч, следовательно, с газами дросселирования после их охлаждения в холодильнике-конденсаторе теряется:

14,53 ? 4,59 = 9,94 кг или 2,65 м³/ч.

Результаты расчётов сводим в таблицу 4.9.



Таблица 4.9 ? Сводная таблица материального баланса после реконструкции

Приход	м3/ч	кг/ч	Расход	м3/ч	кг/ч
Бензол			Циклогексан
технический:			технический:
бензол	2086,77	7266,42	циклогексан	2082,6	7809,75
толуол	0,50	2,00	толуол	0,50	2,00
метилциклогексан	0,47	2,00	метилциклогексан	0,47	2,00
метилциклопентан	0,37	1,34	метилциклопентан	0,37	1,34

Подобные документы

• Производство хлорбензола

  Исследование основных физико-химических свойств сырья и готовой продукции, каталитического и окислительного процесса хлорирования, алкилирования и гидрирования бензола. Характеристика взаимодействия бензола с хлором, спиртами и неорганическими кислотами.
  
  курсовая работа [97,5 K], добавлен 24.10.2011
  

• Технология получения циклогексана

  Технология гидрирования ароматических углеводородов. Их применение для синтеза циклогексана. Побочные реакции гидрогенолиза с расщеплением боковых цепей и циклов. Технологическая, структурная, функциональная и операторная схемы гидрирования бензола.
  
  реферат [182,4 K], добавлен 06.08.2014
  

• Разработка процесса производства изопропилбензола на ОАО "Омский каучук"

  Характеристика промышленных способов алкилирования бензола пропиленом. Принципы алкилирования бензола олефинами в химической технологии. Проблемы проектирования технологических установок алкилирования бензола. Описание технологии процесса производства.
  
  дипломная работа [557,7 K], добавлен 15.11.2010
  

• Алкилирование бензола пропиленом

  Теоретический анализ, химизм и механизм процесса получения изопропилбензола методом алкилирования бензола пропиленом в присутствии безводного хлористого алюминия. Кинетика и термодинамика процесса, технические и технологические приемы управления ним.
  
  дипломная работа [121,3 K], добавлен 18.05.2019
  

• Жидкофазное и газофазное гидрирование углеводородов

  Оформление реакционного узла жидкофазного гидрирования углеводородов. Классификация реакций жидкофазного гидрирования в зависимости от формы катализатора. Влияние термодинамических факторов на выбор условий процесса. Селективность реакций гидрирования.
  
  реферат [303,3 K], добавлен 27.02.2009
  

• Расчет параметров продуктов горения бензола в воздухе

  Определение удельного теоретического количества и объема воздуха, необходимого для сгорания паров бензола. Составление стехиометрического уравнения реакции горения бензола в воздухе. Расчет числа киломолей воздуха, необходимого для полного сгорания.
  
  контрольная работа [246,1 K], добавлен 21.06.2014
  

• Ароматические углеводороды

  Номенклатура производных бензола, их разновидности и методики получения, принципы и направления практического использования. Строение бензола и его ароматичность. Правило Хюккеля и особенности его применения. Небензоидные ароматические соединения.
  
  реферат [314,9 K], добавлен 05.08.2013
  

• Химизм процесса пиролиза

  Основы процесса пиролиза. Факторы, влияющие на процесс пиролиза. Техническая характеристика исходного сырья, материалов, реагентов, полуфабрикатов и изготовляемой продукции. Материальный баланс реактора гидрирования пропан–пропиленовой фракции.
  
  курсовая работа [285,7 K], добавлен 05.06.2014
  

• Бензол как растворитель

  Отношение бензола к раствору KMnO4 и бромной воде, нитрование бензола. Окисление толуола, техника безопасности, операции с толуолом. Взаимодействие расплавленного фенола с натрием, раствором щелочи, вытеснение фенола из фенолята натрия угольной кислотой.
  
  лабораторная работа [93,1 K], добавлен 02.11.2009
  

• Проектирование ректификационной установки для разделения смеси бинарной бензол - уксусная кислота, производительностью по дистилляту 200 кг/ч

  Описание технологической схемы установки для разделения бензола и уксусной кислоты. Материальный баланс колонны. Рабочее флегмовое число. Скорость пара, тепловой баланс. Приближённый расчёт теплообменной аппаратуры. Дефлегматор и холодильник дистиллята.
  
  курсовая работа [371,0 K], добавлен 22.04.2012
  

• Установка разделения продуктов дегидрирования этилбензола

  Промышленные способы получения стирола. Каталитическое дегидрирование этилбензола, получаемого из бензола и этилена. Основные технологические схемы выделения стирола. Оптимальная температура дегидрирования. Расчет процессов и аппаратов производства.
  
  курсовая работа [996,7 K], добавлен 09.10.2012
  

• Разработка наноразмерных кобальтовых катализаторов гидрирования

  Значение и области применения катализаторов. Физико-химические и каталитические свойства и реакционная способность наноструктур. Методы синтеза наноструктурированных каталитических систем на основе полимеров. Кобальтовые катализаторы гидрирования.
  
  курсовая работа [2,2 M], добавлен 29.05.2014
  

• Расчет концентрации бензола в поглотительном масле. Определение расхода греющего пара

  Способы определения расхода поглотительного масла, концентрации бензола в поглотительном масле, выходящем из абсорбера. Расчет диаметра и высоты насадочного абсорбера. Определение требуемой поверхности нагрева в кубе колонны и расхода греющего пара.
  
  контрольная работа [57,0 K], добавлен 07.06.2011
  

• Расчет материального баланса

  Последовательность расчета материального баланса реактора синтеза аммиака. Мольные потоки компонентов. Работа реакторов идеального вытеснения и полного смешения. Определение зависимости производительности реактора от давления и начальной концентрации.
  
  контрольная работа [197,0 K], добавлен 06.10.2014
  

• Извлечение сульфит натрия из отходов процесса производства тринитротолуола

  Промышленные способы получения основных производных бензола, технологические схемы производства. Физические свойства и состав тринитротолуола, общий характер его действия. Выделения соединений натрия из отходов процесса производства тринитротолуола.
  
  курсовая работа [323,5 K], добавлен 11.10.2010
  

• Выбор реактора для проведения реакции гидрирования ацетона до спирта

  Основные химические свойства ацетона и изопропилового спирта, области применение и влияние на человека. Получение изопропилового спирта из ацетона. Тепловой и материальный баланс адиабатического РИВ и РПС. Программы расчёта и результаты, выбор реактора.
  
  курсовая работа [255,0 K], добавлен 20.11.2012
  

• Химия и технология дегидрирования и гидрирования

  Общая характеристика технологической схемы производства формалина и стирола. Рассмотрение особенностей дегидрирования и окисления первичных спиртов. Знакомство с технологией газофазного гидрирования. Основные этапы производства высших жирных спиртов.
  
  презентация [1,0 M], добавлен 07.08.2015
  

• Производство этилена пиролизом этана мощностью 200000 т/год

  Способы получения этилена. Непрерывный контактный пиролиз во взвешенном слое твердого теплоносителя. Каталитическое гидрирование ацетилена в этилен. Окислительный пиролиз, пиролиз в трубчатой печи. Описание технологической схемы. Тепловой расчет аппарата.
  
  курсовая работа [1,6 M], добавлен 17.11.2009
  

• Основные параметры технологических процессов

  Процессы окисления этилена. Режимы, продукты, принципиальные типы и конструкции реакторов. Производство карбоновых кислот. Способы получения капролактама из первичного сырья (нефти, газа, угля). Процессы дегидрохлорирования в хлорорганическом синтезе.
  
  курс лекций [719,2 K], добавлен 27.02.2009
  

• Выбор реактора для проведения процесса окисления монооксида азота

  Технология синтеза аммиака. Материальный и тепловой балансы РИВ и РПС. Выбор адиабатического реактора для синтеза NH3. Расчет адиабатического коэффициента. Анализ зависимости объема реактора от начальной температуры, давления и степени превращения.
  
  курсовая работа [523,3 K], добавлен 22.04.2012
  

• главная
• рубрики
• по алфавиту
• вернуться в начало страницы
• вернуться к началу текста
• вернуться к подобным работам