Проектная мощность производства 150 тыс тонн уксусной кислоты в год
 Скачать 0.53 Mb.
|
|
1. История производства с учетом всех проводимых реконструкций и внесенных изменений, основные стадии Производство уксусной кислоты из метанола и оксида углерода введено в эксплуатацию в мае 1998 года. Проектная мощность производства 150 тыс. тонн уксусной кислоты в год. Суточная производительность 500 тонн. Режим работы непрерывный – 7200 часов в год. Производство уксусной кислоты выполнено в одну технологическую линию и состоит из: 1. Отделения получения оксида углерода; 2. Отделения получения уксусной кислоты; 3. Базисного склада готовой продукции; 4. Водооборотного цикла ВОЦ-9. Процесс получения оксида углерода осуществляется методом пароуглекислотной конверсии природного газа с последующей очисткой полученного газа водным раствором моноэтаноламина и низкотемпературным разделением очищенного газа на оксид углерода и водород. Процесс получения уксусной кислоты осуществляется методом карбонилирования метанола с последующей ректификацией полученной смеси. Производство уксусной кислоты закуплено по импорту у фирмы «Мицуи Инжиниринг Энд Шинбилдинг Ка», Япония, согласно контракту №46-02/7803-0- 260. Разработчиком проектной документации является фирма «Мицуи Инжиниринг Энд Шинбилдинг Ка», Япония. Генеральный проектировщик – Государственный научно- исследовательский и проектный институт химических технологий «Химтехнология » г. Северодонецк. Изм. Лист № докум. Подпись Дата Лист 9 ПМ01.ПП01.01.18.02.09.НГ-18-1.А-194 Проектировщик технологической части – фирма «Мицуи Инжиниринг Энд Шинбилдинг Ка», Япония. Разработчик процесса конверсии природного газа является фирма KTI, США. Разработчик процесса низкотемпературного разделения газов фирма Linde, ФРГ. Разработчик процесса получения уксусной кислоты фирма «Монсанто», США. Разработчик процесса обработки жидких отходов фирма NCE, Япония. Разработчик процесса сжигания газообразных отходов с получением пара фирма NFK, Япония. По технико-экономическому уровню производство уксусной кислоты относится к высшей категории. Была смонтирована линия приема продувочных газов из цех №9 на криогенные горелки печи риформинга поз. Н – 1101. 2. Сырье, материалы, готовая продукция (ГОСТы) 2.1. Техническое наименование производимой продукции 1. кислота уксусная синтетическая; 2. кислота уксусная пищевая; 3. водород – побочный продукт. 2.2. Технические требования Синтетическая уксусная кислота по физико-химическим показателям должна соответствовать ГОСТ 19814-74 «Кислота уксусная синтетическая и регенерированная» (с изменением №2). Изм. Лист № докум. Подпись Дата Лист 10 ПМ01.ПП01.01.18.02.09.НГ-18-1.А-194 № п/п Наименование показателей Синтетическая ОКП 24 3111 0120 1. Внешний вид и цвет Бесцветная, прозрачная жидкость без механических примесей 2. Растворимость в воде Полная, раствор прозрачный 3. Массовая доля уксусной кислоты, %, не менее 99,5 4. Массовая доля уксусного альдегида, %, не более 0,004 5. Массовая доля муравьиной кислоты, %, не более 0,05 6. Массовая доля сульфатов (SO 4 ), % не более 0,0003 7. Массовая доля хлоридов (CI – ), %, не более 0,0004 8. Массовая доля тяжелых металлов, осаждаемых сероводородом (Pb), %, не более 0,0004 9. Массовая доля железа (Fe), %, не более 0,0004 10. Массовая доля нелетучего остатка, %, не более 0,004 11. Устойчивость окраски раствора марганцовокислого калия, мин., не менее 60 12. Массовая доля веществ, окисляемых двухромовокислым калием, см 3 0,1 н раствора тиосульфата натрия, не более 5,0 13. Проба с серной кислотой Должна выдерживать испытания по п.3.14 Уксусная кислота, используемая для производства пищевой уксусной кислота, должна соответствовать требованиям СТП 105-96 «Кислота уксусная Изм. Лист № докум. Подпись Дата Лист 11 ПМ01.ПП01.01.18.02.09.НГ-18-1.А-194 синтетическая», устанавливающего дополнительные требования к качеству кислоты, полученной методом карбонилирования метанола. № п/п Наименование показателя Норма для кислоты уксусной концентрации, % 20 30 70 80 99,7 1 Внешний вид и цвет Бесцветная, прозрачная жидкость без посторонних включений. 2 Вкус Кислый вкус, характерный для кислоты уксусной. 3 Запах Характерный для кислоты уксусной, без характерного запаха. 4 Растворимость в дистиллированной воде Полная, без помутнения и опалесценции. 5 Массовая доля уксусной кислоты, % 201 301 701 801 не менее 99,7 6 Массовая доля уксусного альдегида, %, не более 0,002 0,002 0,004 0,004 0,004 7 Массовая доля муравьиной кислоты, %, не более 0,01 0,01 0,04 0,04 0,04 8 Массовая доля сульфатов, %, не более 0,0001 0,0001 0,0003 0,0003 0,0003 9 Массовая доля хлоридов, %, не более 0,0001 0,0001 0,0001 0,0001 0,0001 10 Массовая доля железа, %, не более 0,0001 0,0001 0,0001 0,0001 0,0001 11 Массовая доля нелетучего остатка, %, не более 0,001 0,001 0,002 0,002 0,002 Изм. Лист № докум. Подпись Дата Лист 12 ПМ01.ПП01.01.18.02.09.НГ-18-1.А-194 12 Устойчивость окраски раствора марганцовокислого калия, мин., не менее 60 60 60 60 60 13 Содержание веществ, окисляемых двухромовокислым калием, эквивалентное см3 раствора тиосульфата натрия концентрации С(Na 2 S 2 O 3 5H 2 O) = 0,1 моль/дм3 (0,1 н), не более 1,0 1,0 2,0 2,0 2,0 3. Описание технологического процесса и схемы Уксусная кислота получается прямым взаимодействием оксида углерода и метанола в газожидкостном реакторе с механическим перемешиванием. Технологический процесс производства уксусной кислоты состоит из следующих стадий: 1. Получение оксида углерода - очистка природного газа от сернистых соединений; - конверсия природного газа; - очистка конвертированного газа от диоксида углерода; - газоразделение; - компримированние газовых потоков; 2. Парообразование, распределение пара и конденсата. 3. Вспомогательные узлы и установки. 4. Получение уксусной кислоты - синтез уксусной кислоты (стадия 100); - ректификация уксусной кислоты (стадия 200); - улавливание легких фракций (стадия 300); - приготовление катализатора и промотора (стадия 400); Изм. Лист № докум. Подпись Дата Лист 13 ПМ01.ПП01.01.18.02.09.НГ-18-1.А-194 5. Хранение готовой продукции, вспомогательные узлы и установки (стадия 500). 3.1 Описание технологического процесса получения оксида углерода 3.1.1 Очистка природного газа от сернистых соединений Для катализатора конверсии метана, сера является ядом, поэтому природный газ проходит предварительную очистку от сернистых соединений. Очистка проводится в два этапа. На первом этапе сероорганические соединения, содержащиеся в природном газе, подвергаются гидрированию на кобальтмолибденовом катализаторе по реакции: R-SH + H 2 = H 2 S + R-H Для процесса гидрирования природный газ перед подогревателем поз. ЕС- 1105 должен смешиваться с водородом, поступающим от криогенной установки, в объемном соотношении 20:1. Большее соотношение природный газ/водород может привести к неполному гидрированию, а меньшее - увеличивает ненужную скорость циркуляции водорода по всей установке. Соотношение регулируется с помощью регулятора поз. НIС-1011. Процесс гидрирования проводится при температуре 380-410 С, объемной доле водорода в исходном газе 5-15 % и объемной скорости газа не более 1900 ч -1 Кобальтмолибденовый катализатор постоянно теряет активность, если на катализаторе накапливается углерод (сажа) и другие посторонние вещества. На втором этапе осуществляется поглощение сероводорода оксидом цинка. Процесс поглощения сероводорода проводится при температуре 370-400 С и объемной скорости газа не более 1400 ч -1 H 2 S + ZnO = ZnS + H 2 O Изм. Лист № докум. Подпись Дата Лист 14 ПМ01.ПП01.01.18.02.09.НГ-18-1.А-194 Так как весь объем катализатора оксида цинка загружен в два реактора, работающих последовательно, в период замены катализатора в одном из реакторов система работает с удвоенной объемной скоростью. При этом массовая доля серы в отработанном катализаторе до того, когда происходит проскок серы, составляет около 10 % вместо 18 % при объемной скорости 1400 ч -1 При температуре более 400 С происходит десорбция сероводорода и возрастает активность метанирования катализатора оксида цинка. 3.1.2 Конверсия природного газа Оксид углерода получают пароуглекислотной конверсией природного газа. Процесс пароуглекислотной конверсии протекает согласно следующим уравнениям реакции: CH 4 + H 2 O ↔ CO + 3 H 2 – 206,6 кДж (49,3 ккал) CH 4 + CO 2 ↔ 2 CO + 2 H 2 – 248,1 кДж (59,1 ккал) CO + H 2 O ↔ H 2 + CO 2 + 41,1 кДж (9,6 ккал) Процесс осуществляется в трубчатой печи риформинга на никелевом катализаторе при температуре газа на выходе реакционных труб 790-835 о С, давлении 1,0-1,2 МПа и объемной скорости не более 2300 ч -1 Температура более 885 о С после печи риформинга ведет к увеличению конвертирования углеводородов и температуры поверхности труб, что уменьшает срок их службы, а также к снижению соотношения Н 2 /СО менее, чем 1,05/1. Максимальная допустимая температура труб 960 о С. При низкой температуре конвертирование углеводородов уменьшается и эксплуатация установки становится неэкономичной, увеличивается также соотношение Н 2 /СО, а при температуре ниже 760 о С увеличивается метановая часть. Увеличение метановой части при нормальной температуре газа после печи риформинга свидетельствует о старении или сильном отравлении катализатора. Изм. Лист № докум. Подпись Дата Лист 15 ПМ01.ПП01.01.18.02.09.НГ-18-1.А-194 Отравляющими примесями для катализатора риформинга являются соединения серы, хлора, мышьяка и свинца. Признаки отравления – увеличение этана и тяжелых углеводородов, а при сильном отравлении - увеличение метана. С понижением активности катализатора увеличивается и температура стенок труб. Отравление катализатора серой обратимо. После прекращения подачи серы активность катализатора постепенно восстанавливается. Допустимое кратковременное содержание серы 3-5 млн -1 (ppm), проектная концентрация серы н/б 0,2 млн. -1 (ррm). Отравление катализатора небольшим количеством хлора обратимо, но удалить его гораздо труднее, чем серу. При сильном отравлении более экономична замена катализатора. Наиболее опасен мышьяк, отравление которым необратимо. Требуется полная замена катализатора, а также тщательная очистка труб печи риформинга и других трубопроводов. Реакция парового риформинга является эндотермичной, и тепло реакции обеспечивается сжиганием топлива - природного газа, топливного газа, отходящего из криогенной установки. Необходимое для процесса тепло получается при сжигании топлива в панельных беспламенных горелках и подводится через стенки реакционных труб печи. Тепло конвертированного газа утилизируется в котлах-утилизаторах для получения пара. Окончательное охлаждение газа проводится в водяном холодильнике, сконденсировавшаяся влага отделяется в сепараторе и используется в системе парообразования. Полученный конвертированный газ направляется на стадию очистки от диоксида углерода. Состав газа на выходе из печи риформинга определяется состоянием равновесия. Процесс конверсии ведется таким образом, чтобы в полученном конвертированном газе объемная доля остаточного метана составляла н/б 0,8 %. Изм. Лист № докум. Подпись Дата Лист 16 ПМ01.ПП01.01.18.02.09.НГ-18-1.А-194 Уменьшение температуры или увеличение давления процесса увеличивает объемную долю остаточного метана в конвертированном газе. Диоксид углерода сдвигает равновесие реакции конверсии в сторону увеличения выхода оксида углерода. В результате этого соотношение Н 2 /СО в конвертированном газе намного ниже соотношения, получаемого без добавки СО 2 Также уменьшается потребление природного газа на процесс. Для увеличения выхода СО после печи риформинга, производят дозировку диоксида углерода с температурой 380-430 о С в газовый поток перед аппаратом сероочистки. Количество СО 2 , подаваемого в газовый поток перед аппаратом сероочистки, регулируется таким образом, чтобы мольное соотношение СО2/природный газ было равно 2,38. Это соотношение в свою очередь определяет отношение Н 2 /СО в газе, выходящем после печи риформинга и которое должно быть равным 1,05/1. Уменьшение мольного соотношения СО 2 /природный газ ведет к увеличению соотношения Н 2 /СО в газе после печи, а большое отношение может привести к зауглероживанию катализатора. Газовый поток после аппарата сероочистки смешивается с технологическим паром в отношении пар/природный газ 1,35, подогревается до 450-548 о С и поступает в печь риформинга. Процесс пароуглекислотной конверсии проводят при следующих соотношениях исходных газовых потоков на входе в реакционные трубы: -пар/природный газ - от 1,24 до 1,51 кг/м 3 ; водород/природный газ - от 1,0 до 25 нм 3 /нм 3 ; - СО 2 /природный газ - от 2,1 до 2,5 нм 3 /нм 3 Слишком высокое соотношение пар/природный газ увеличивается соотношение Н 2 /СО в конвертированном газе, что может привести к перегрузке системы охлаждения газов и вызвать нарушения в работе установки разделения смеси оксида углерода и водорода. При низком соотношении пар/природный газ происходит образование углерода; Изм. Лист № докум. Подпись Дата Лист 17 ПМ01.ПП01.01.18.02.09.НГ-18-1.А-194 2CO ↔ C + CO 2 CO + H 2 ↔ C + H 2 O CH 4 ↔ C + 2H 2 При работе на свежем катализаторе, на котором требуемый состав газа достигается при более низких температурах, во избежание выделения углерода в верхних участках труб работать необходимо при увеличенном соотношении пар/природный газ. 3.1.3 Очистка конвертированного газа от диоксида углерода Очистка газа от СО 2 проводится в абсорбере раствором моноэтаноламина. Процесс очистки основан на взаимодействии моноэтаноламина и диоксида углерода с образованием карбонатов: 2 RNH 2 + CO 2 + H 2 O ↔ (RNH 3 )2CO 3 (RNH 3 )2CO 3 + CO 2 + H 2 O ↔ 2RNH 3 HCO 3 где R – OHCH 2 CH 2 Очищенный от СО 2 газ компрессором подается на стадию разделения смеси оксида углерода и водорода. Регенерация насыщенного диоксидом углерода моноэтаноламинового раствора проводится в колонном аппарате (регенераторе). Выделившийся при этом диоксид углерода снова используется в процессе. Процессу абсорбции СО 2 способствуют: - низкая температура; - высокое давление; - высокая массовая доля амина в растворе абсорбента; - низкая объемная доля СО 2 в очищенном газе; высокая скорость циркуляции абсорбента. При работе в заданном режиме процесс очистки обеспечивает остаточное содержание СО 2 в очищенном газе не более 50 ррм. Изм. Лист № докум. Подпись Дата Лист 18 ПМ01.ПП01.01.18.02.09.НГ-18-1.А-194 Из-за деструкции МЭА схемой предусмотрены следующие ступени очистки раствора абсорбента: - фильтрация части потока холодного бедного раствора МЭА через патронный фильтр для удаления твердых примесей; - фильтрация части потока холодного бедного раствора МЭА через фильтр, заполненный активированным углем; - дистилляция части потока горячего бедного раствора МЭА из нижней части колонны отпарки в смолоотделителе при температуре 130-150 о С с гидрооксидом натрия или углекислым натрием. 3.1.4 Газоразделение Газовая смесь после стадии очистки от диоксида углерода сжимается компрессором и подается на стадию газоразделения. Пройдя предварительную осушку на синтетических цеолитах от влаги и СО2, исходный газ подается в блок разделения газов. Блок разделения газов - это установка, состоящая из трех тарельчатых колонн, теплообменной и емкостной аппаратуры, турбодетандера и вспомогательного оборудования. Основное оборудование помещено в металлический кожух, наполненный изоляционным материалом. В блоке осуществляется низкотемпературное разделение исходного газа на оксид углерода и водород. Водород является отходом процесса и используется в других производствах. Полученный оксид углерода направляется на стадию синтеза уксусной кислоты. Изм. Лист № докум. Подпись Дата Лист 19 ПМ01.ПП01.01.18.02.09.НГ-18-1.А-194 3.1.5 Компримирование газовых потоков Для создания требуемого давления газовых потоков на всех стадиях процесса получения оксида углерода используются два поршневых одноступенчатых компрессора без смазки цилиндров и три центробежных с общей системой смазки. 3.1.6 Парообразование В процессе получения уксусной кислоты используется пар различных параметров. 1. Пар с давлением 4,0 - 4,4 МПа (40 – 44 кгс/см2). 2. Пар с давлением 0,55 - 0,85 МПа (5,5 – 8,5 кгс/см2). 3. Пар о давлением 1,40 - 1,50 МПа (14 – 15 кгс/см2). Пар с давлением 4,0 МПа (40 кгс/см2) получается на стадии конверсии природного газа в змеевиках и в охладителях за счет утилизации тепла конвертированного газа и дымовых газов. Пар с давлением 1,4 МПа (14 кгс/см2) получается редуцированием пара 4,0 МПа (40 кгс/см2) и пара с давлением 2,0 МПа (20 кгс/см2), поступающего из сети объединения. Пар 0,55-0,85 МПа (5,5 – 8,5 кгс/см2) получается из пара 1,4 МПа (14 кгс/см2) из заводской сети и используется на внутренние нужды цеха. Имеются две системы сбора парового конденсата. В одной собирается конденсат пара 1,4 МПа. Из этой системы пар вторичного вскипания выдается в коллектор пара 0,85 МПа пониженного давления, а конденсат используется в системе парообразования, избыток конденсата выдается в сеть объединения. 3.2 Описание технологического процесса получения уксусной кислоты |