Получение стирола 1. Курсовой проект 57 с., 14 табл., 8 рис., 20 источников

• Название: Курсовой проект 57 с., 14 табл., 8 рис., 20 источников
• Дата: 12.01.2021
• Размер: 0.69 Mb.
• Имя файла: Получение стирола 1.docx
• Тип: Курсовой проект; #167490
• страница: 4 из 7

2.2 Описание технологической схемы

Принципиальная технологическая схема приведена на рисунке 2.1. Свежий и рециркулирующий этилбензол вместе с небольшим количеством пара подают в испаритель 3 и теплообменник 4, где пары нагреваются горячей реакционной смесью до 520-530°С. Перегретый до 700°С водяной пар вырабатывают в трубчатой печи 1, откуда они поступают на смещение с парами этилбензола и затем в реактор 5.

Реакционная смесь на выходе из реактора имеет температуру 560°С. Она отдает свое тепло вначале в теплообменник 3 и 4 для подогрева этилбензола и затем в котле-утилизаторе 2 для получения пара низкого давления (этот пар служит для испарения и разбавления этилбензола перед теплообменником 3).

Затем парогазовую смесь охлаждают в системе холодильников 6 водой и рассолом, отделяют в сепараторе 7 конденсат от газа, который поступает в линию топливного газа. После этого в сепараторе 8 конденсат разделяют на водную и органическую фазы. Последнюю, содержащую непревращенный этилбензол, стирол и побочные продукты (бензол, толуол), называют печным маслом. Оно поступает на ректификацию, которую оформляют с учетом довольно значительной склонности стирола к термической полимеризации.

Чтобы ее предотвратить, используют ингибиторы (гидрохинон и др.), снижают температуру перегонки за счет применения вакуума, сокращают время пребывания стиролсодержащих жидкостей в колоннах путем применения насадок, специальных конструкций кубов и т.д. Ректификация затрудняется также близостью температуры кипения этилбензола (136°С) и стирола (145°С).

Печное масло поступает в вакуум-ректификационную колонну 9, где от него отгоняют бензол, толуол и большую часть этилбензола. Этот дистиллят в колонне 10 делят на бензоло-толуольную фракцию (бензол) и этилбензол, возвращаемый на дегидрирование. Кубовую жидкость колонны 9, содержащую стирол, направляют в вакуум-ректификационную колонну 11, где отгоняют остатки этилбензола вместе с некоторой частью стирола.

Эту смесь возвращают на ректификацию в колонну 9. Кубовую жидкость колонны 11 подвергают заключительной ректификации в вакуумной колонне 12. Дистиллятом является 99, 8%-ный стирол, удовлетворяющий по качеству требованиям к этому мономеру. В кубе колонны остается тяжелый остаток, содержащий полимеры стирола. Из него в двух перегонных кубах (на схеме не изображены) периодически отгоняют более летучие вещества, возвращаемые на ректификацию в колонну 12.

Разрабатывается метод окислительного дегидрирования этилбензола, когда смесь водяного пара, паров этилбензола и кислорода пропускают через оксидные гетерогенные катализаторы при 600°С. Это позволяет устранить обратимость и эндотермичность реакции, повысить степень конверсии этилбензола при сохранении хорошей селективности и снизить энергетические затраты [16].




1 – трубчатая печь; 2 – котел-утилизатор; 3, 4 – теплообменники; 5 – реактор; 6 – холодильник; 7, 8 – сепараторы; 9, 10, 11, 12 – ректификационные колонны.

Рисунок 2.1 – Принципиальная технологическая схема производства стирола

3 Расчет материального и теплового балансов

3.1 Материальный баланс установки

Исходные данные:

Годовая производительность установки по стиролу-ректификату 350 000 т.

Годовой фонд рабочего времени 8250 ч.

Массовая доля стирола в стироле ректификате 99,85%.

Состав свежего этилбензола (w_i, %):

этилбензол – 99,965;

бензол – 0,035.

Состав возвратного (циркуляционного) этилбензола (w_i, %):

этилбензол – 93,94;

стирол – 2,76;

толуол – 3,30.

Потери на стадии ректификации (%):

стирола 1,25;

этилбензола 0,08.

Суммарная степень конверсии этилбензола 0,55.

Селективность по стиролу 0,84.

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 [17].
Последовательность расчета:

1. 
   определяют расход этилбензола на процесс, состав свежего и возвратного (циркуляционного) этилбензола;
   
2. 
   рассчитывают расход водяного пара в испаритель и в узел смешение;
   
3. 
   определяют изменение состава парогазовой смеси на первой и второй ступенях катализа, состав газа после первой ступени и на выходе из реактора дегидрирования.
   

Часовая производительность установки:

по стиролу-ректификату: кг/ч;

по 100%-му стиролу: 42424,24 ∙ 0,9985 = 42360,61 кг/ч.

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

кг/ч или кмоль/ч.
С целью упрощения расчета принимают, что в процессе дегидрирования этилбензола протекают следующие реакции:

C₆H₅-C₂H₅ C₆H₅-CH = CH₂+H₂ (1)

C₆H₅-C₂H₅+Н₂ C₆H₅-CH₃ + CH₄ (2)

C₆H₅-C₂H₅ C₆H₆ + CH₂=CH₂ (3)

2C₆H₅-C₂H₅ C₆H₅-CH = CH- C₆H₅ + 2 CH₄ (4)
По основной реакции 1 расходуется этилбензола:

412,47 кмоль/ч или 42896,82 кг/ч.

По реакциям 1-4 расходуется этилбензола:

412,47/0,84 = 491,03 кмоль/ч или 52049,71 кг/ч.

Необходимо подать этилбензола с учетом его степени конверсии:

491,03/0,55 = 892,79 кмоль/ч или 94635,83 кг/ч.

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

кмоль/ч или 94711,60 кг/ч.

Потери этилбензола на стадии ректификации:

893,51 – 892,79 = 0,71 кмоль/ч или 75,77 кг/ч.

Остается непревращенного этилбензола в контактном газе:

893,51 – 491,03 = 402,47 или 42661,89 кг/ч.

В реактор дегидрирования поступает:

свежего этилбензола:

491,03 + 0,71= 491,75 кмоль/ч или 52125,48 кг/ч.

возвратного (циркуляционного) этилбензола:

402,47 – 0,71= 401,76 кмоль/ч или 42586,13 кг/ч.

Рассчитываем состав свежего этилбензола (поток 1):
Таблица 3.1 – Состав свежего этилбензола

Компоненты	C6H5 – C2H5	C6H6
wi, %	99,965	0,035	100
m , кмоль/ч	52125,48	18,25	52143,73
n , кмоль/ч	491,75	0,23	491,98
хi, %	99,952	0,048	100

Рассчитываем состав возвратного (циркуляционного) этилбензола (поток 2):


Таблица 3.2 – Состав возвратного этилбензола

Компоненты	C6H5-C2H5	C6H5-C2H3	C6H5-CH3
wi, %	93,94	2,76	3,30	100,00
m , кг/ч	42586,13	1251,20	1496,00	45333,32
М, г/моль	106	104	92	-
n , кмоль/ч	401,76	12,03	16,26	430,05
хi, %	93,42	2,80	3,78	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 р_H2О и р_эб – парциальные давления паров воды и этилбензольной фракции при температуре кипения;

M_H2O и М_эб – молярные массы воды и этилбензольной фракции, кг/кмоль.

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

Парциональное давление паров воды при температуре кипения 155°С составляет 0,5579 МПа, парциональное давление этилбензольной фракции при общем давлении в испарителе 1,2000 МПа равно

1, 2000 – 0,5579 = 0,6421МПа.

%.

Общее количество подаваемого в реактор этилбензола:

52125,48 + 42586,13 = 94711,60 кг/ч.

Расход водяного пара в испаритель (поток 3):

кг/ч.

Рассчитывают по суммарному содержанию компонентов в потоках 1, 2, 3 состав парогазовой смеси после испарителя (поток 4):
Таблица 3.3 – Состав парогазовой смеси после испарителя

Компоненты	C6H5-C2H5	C6H5-C2H3	C6H5-CH3	C6H6	Н2О
m , кмоль/ч	94711,60	1251,20	1496,00	18,25	13977,41	111454,46
wi, %	84,98	1,12	1,34	0,02	12,54	100, 00
n , кмоль/ч	893,51	12,03	16,26	0,23	776,52	1698,55
хi, %	52,60	0,71	0,96	0,01	45,72	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:
m_п (h_п′ – h_п′′)= m_г (h_г′′– h_г′),
где m_п и m_г – 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:
Таблица 3.4 – Средняя энтальпия парогазовой смеси

Компоненты	wi, %	T = 550+273=823 К		Т = 610+273=883 К
		hi, кДж/кг	wihi/100, кДж/кг		hi, кДж/кг	wihi/100, кДж/кг
C6H5-C2H5	85,12	1294,2	1101,62		1458	1241,05
C6H5-C2H3	1,05	1223,3	12,84		1375,8	14,45
C6H5-CH3	1,25	1224,3	15,30		1381,2	17,27
C6H6	0,02	-	-		-	-
Н2О	12,56	3594,5	451,47		3725,8	467,96
	100	-	1581,24		-	1740,72

Предварительно определяют парциальное давление паров воды в парогазовой смеси:

ρ_H20 = 0,46 ∙ 0,4572 = 0,21 МПа,

где 0,46 – давление парогазовой смеси, МПа; 0,4572 – молярная доля паров воды в смеси.

Энтальпия водяного пара (ρ = 0,9 МПа):

до смешения (t = 655°С): h_п′ = 3821,0 кДж/кг;

после смешения (t = 610°С): h_п′′ = 3720,4 кДж/кг.

Определяем расход водяного пара в узел смешения (поток 5):

m_п (3821,0 – 3720,4) = 111454,46 · (1740,72 – 1581,24),

m_п = 176687,82 кг/ч.

Количество водяного пара на входе в реактор дегидрирования:

176687,82 + 13977,41 = 190655,23 кг/ч.

Массовое отношение водяной пар : этилбензол:

190655,23/94711,60 = 2,01,

что соответствует оптимальному технологическому режиму.

Суммируя содержание компонентов в потоках 4 и 5, определяют состав парогазовой смеси на входе в реактор дегидрирования (поток 6):
Таблица 3.5 – Состав парогазовой смеси на входе в реактор дегидрирования

Компоненты	C6H5-C2H5	C6H5-C2H3	C6H5-CH3	C6H6	Н2О
m , кмоль/ч	94711,60	1251,20	1496,00	18,25	190665,23	288142,28
wi, %	32,87	0,43	0,52	0,01	66,17	100,00
n , кмоль/ч	893,51	12,03	16,26	0,23	10592,51	11514,54
хi, %	7,76	0,10	0,14	0,00	91,99	100,00

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

893,51 ∙ 0,31 = 276,99 кмоль/ч или 276,99 ∙ 106 = 29360,60 кг/ч,

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

Образуется:

стирола: 276,99 кмоль/ч или 28806,62 кг/ч;

водорода: 276,99 кмоль/ч или 553,97 кг/ч.

В парогазовой смеси после первой ступени содержится:

стирола: 12,03 + 276,99 = 289,02 кмоль/ч или 30057,82 кг/ч;

непрореагировавшего этилбензола:

893,51 – 276,99 = 616,52 кмоль/ч или 65351,01 кг/ч.

Рассчитывают состав парогазовой смеси после первой ступени катализа:
Таблица 3.6 – Состав парогазовой смеси после первой ступени катализа

Компоненты	m , кмоль/ч	wi, %	n , кмоль/ч	хi, %
C6H5-C2H5	65351,01	22,68	616,52	5,23
C6H5-C2H3	30057,82	10,43	289,02	2,45
C6H5-CH3	1496,00	0,52	16,26	0,14
C6H6	18,25	0,01	0,23	-
Н2О	190665,23	66,17	10592,51	89,83
Н2	553,97	0,19	276,99	2,35
	288142,28	100,00	11791,53	100,00

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

%,

что соответствует нормам оптимально технологического режима (30 – 32 %).

На второй ступени дегидрирования по реакции 1 реагирует этилбензола:

412,47 – 276,99 = 135,48 или 14361,16 кг/ч;

Образуется:

стирола: 135,48 кмоль/ч или 14090,19 кг/ч;

водорода: 135,48 кмоль/ч или 270,97 кг/ч.

Количество стирола на выходе из реактора дегидрирования:

289,02 + 135,48 = 424,50 кмоль/ч или 44148,02 кг/ч.

Расход этилбензола по реакциям 1 – 4 составляет 511,43 кмоль/ч, следовательно, по реакциям 2 – 4 расходуется этилбензола:

491,03 – 412,47 = 78,57 кмоль/ч или 8327,95 кг/ч.

По реакции 2 реагирует 60% этилбензола, что составляет:

78,57 ∙ 0,6 = 47,14 кмоль/ч или 4996,77 кг/ч;

расходуется водорода: 47,14 кмоль/ч или 94,28 кг/ч;

Образуется:

толуола: 47,14 кмоль/ч или 4336,82 кг/ч;

метана: 47,14 кмоль/ч или 754,23 кг/ч.

Всего содержится толуола в контактном газе:

47,14 + 16,26 = 63,40 кмоль/ч или 5832,82 кг/ч.

По реакции 3 реагирует 37% этилбензола, что составляет:

78,57 ∙ 0,37 = 29,07 кмоль/ч или 3081,34 кг/ч;

Образуется:

бензола: 29,07 кмоль/ч или 2267,40 кг/ч;

этилена: 29,07 кмоль/ч или 81394 кг/ч.

Всего содержится бензола в контактном газе:

29,07 + 0,23 = 29,30 кмоль/ч или 2285,65 кг/ч.

По реакции 4 реагирует 3% этилбензола, что составляет:

78,57 ∙ 0,03 = 2,36 кмоль/ч или 249,84 кг/ч.

Образуется:

дибензилидена: 2,36/2 = 1,18 кмоль/ч или 212,13 кг/ч;

метана: 2,36 кмоль/ч или 37,71 кг/ч.

Образовавшийся при дегидрировании этилен разлагается по реакции:
С₂Н₄ СН₄ + С (5)
При степени разложения этилена 0,95 его расход составит:

29,07 ∙ 0,95 = 27,62 кмоль/ч или 773,24 кг/ч.

Остается этилена в контактном газе:

29,07 – 27,62 = 1,45 кмоль/ч или 40,70 кг/ч

Образуется:

метана: 27,62 кмоль/ч или 441,85 кг/ч;

углерода: 27,62 кмоль/ч или 331,39 кг/ч.

Образовавшийся углерод конвертируют водяным паром по реакции:
С + Н₂О СО + Н₂ (6)
Расходуется водяного пара: 27,62 кмоль/ч или 497,08 кг/ч;

Образуется:

оксида углерода: 27,62 кмоль/ч или 773,24 кг/ч;

водорода: 27,62 кмоль/ч или 55,23 кг/ч.

Всего образуется метана по реакциям 2, 4, 5:

47,14 + 2,36 + 27,62 = 77,11 кмоль/ч или 1233,79 кг/ч.

Метан конвертируют водяным паром по реакции:
СН₄+ Н₂О СО + 3Н₂ (7)
При степени конверсии метана 0,8 расходуется:

метана: 77,11 ∙ 0, 8 = 61,69 кмоль/ч или 987,04 кг/ч;

водяного пара: 61,69 кмоль/ч или 1110,41 кг/ч

Образуется:

оксида углерода: 61,69 кмоль/ч или 1727,31 кг/ч;

водорода: 3 ∙ 61,69 = 185,07 кмоль/ч или 370,14 кг/ч.

Остается метана в контактном газе:

77,11 – 61,69 = 15,42 кмоль/ч или 246,76 кг/ч.

Всего образуется оксида углерода по реакциям 6 и 7:

27,62 + 61,69 = 89,31 кмоль/ч или 2500,55 кг/ч.

Оксид углерода конвертируют водяным паром по реакции:
СО + Н₂О СО₂ + Н₂ (8)
При степени конверсии оксида углерода 0, 99 расходуется:

оксида углерода: 89,31 ∙ 0,99 = 88,41 кмоль/ч или 2475,55 кг/ч;

водяного пара: 88,41 кмоль/ч или 1591,42 кг/ч;

Образуется:

диоксида углерода: 88,41 кмоль/ч или 3890,15 кг/ч;

водорода: 88,41 кмоль/ч или 176,82 кг/ч.

Остается оксида углерода в контактном газе:

89,31 – 88,41 = 0,89 кмоль/ч или 25,01 кг/ч.

Общий расход водяного пара по реакциям 6-8:

27,62 + 61,69 + 88,41 = 177,72 кмоль/ч или 3198,92 кг/ч.

Остается водяного пара в контактном газе:

10592,51 – 177,72 = 10414,79 кмоль/ч или 187466,31 кг/ч.

Образуется водорода по реакциям 1, 6-8:

135,48 + 27,62 + 185,07 + 88,41 = 436,58 кмоль/ч или 873,16 кг/ч.

Расходуется водорода по реакции 2:

47,14 кмоль/ч или 94,28 кг/ч.

Остается водорода в контактном газе:

276,99 + 436,58 – 47,14 = 666,43 кмоль/ч или 1332,85 кг/ч.

Рассчитывают состав контактного газа на выходе из реактора дегидрирования (поток 7). Результаты расчетов приведены в таблице 3.7.


Таблица 3.7 – Состав контактного газа на выходе из реактора дегидрирования

Компоненты	m , кмоль/ч	wi, %	n , кмоль/ч	хi, %
C6H5-C2H5	42661,89	14,81	402,47	3,32
C6H5-C2H3	44148,02	15,32	424,50	3,51
C6H5-CH3	5832,82	2,02	63,40	0,52
C6H6	2285,65	0,79	29,30	0,24
C2H4	40,70	0,01	1,45	0,01
CH4	246,76	0,09	15,42	0,13
CО2	3890,15	1,35	88,41	0,73
CО	25,01	0,01	0,89	0,01
Н2О	187466,31	65,06	10414,79	86,01
Н2	1332,85	0,46	666,43	5,50
Тяжелые продукты	212,13	0,07	1,18	0,01
	288142,28	100	12108,26	100,00

Материальный баланс сводим в таблицу 3.8.
Таблица 3.8 Сводная таблица материального баланса

Приход	кмоль/ч	кг/ч	Расход	кмоль/ч	кг/ч
Свежий этилбензол, в т.ч.:	491,98	52143,73	Продуктовая смесь	12108,256	288142,28
Этилбензол	491,750	52125,48	C6H5-C2H5	402,471	42661,89
Бензол	0,234	18,25	C6H5-C2H3	424,500	44148,02
			C6H5-CH3	63,400	5832,82
Возвратный этилбензол	430,048	45333,32	C6H6	29,303	2285,65
Этилбензол	401,76	42586,13	C2H4	1,453	40,70
Стирол	12,031	1251,20	CH4	15,422	246,76
Толуол	16,261	1496,00	CО2	88,412	3890,15
			CО	0,893	25,01
			Н2О	10414,795	187466,31
Водяной пар	10592,513	190665,23	Н2	666,427	1332,85
			Тяжелые продукты	1,178	212,13
Всего:	922,031	288142,28	Всего	12108,256	288142,28