выполнить проект установки каталитического алкилирования бензола этиленовой фракцией в присутствии хлорида алюминия

Введение
1. Аналитический обзор
2. Технологическая часть
2.1 Физико-химические основы процесса получения этилбензола в присутствии хлорида
2.2 Технологическая схема процесса
2.3. Расчет материального баланса процесса производства этилбензола алкилированием в присутствии хлорида алюминия
2.4 Расчет основных аппаратов
2.5 Расчет теплового баланса алкилатора
3. Экологическая часть
Список использованных источников

По расчету в установку синтеза включаем алкилатор в виде колонны со следующей характеристикой диаметром 2400 мм.
- высота цилиндрической части – 10305 мм.
- материал алкилатора - сталь углеродистая химически стойкая
- количество 2 шт, с учетом 1 резервного аппарата.
Для аппаратов, заполненных катализатором, объем рабочей зоны равен объему катализатора Vk который определяют исходя из производительности катализатора.
Объемная скорость – объем газовой смеси или жидкости, проходящий через единицу насыпного объема катализатора в ед времени
Vоб = Vc/Vk
Vk = Vc/Vоб
где Vоб - объемная скорость м3/м3*с или с-1
Производительность катализатора Gk - масса целевого продукта получаемого с 1т образующегося этилбензола в единицу времени. По условию на 1 т этибензола положено 10 кг хлорида алюминия, следовательно, для производства 6000 кг/ч этилбензола необходимо использовать 60 кг катализатора.
Gk = G/Мkат = 6000/10 = 60 кг катализатора
В качестве основного аппарата технологической схемы в качестве алкилатора выбираем вертикальный цилиндрический полый аппарат со сферическими днищами. ОН должен быть изготовлен из углеродистой стали, а внутренняя поверхность аппарата должна быть футерована кислотоупорной плиткой. Реактор заполнен смесью бензола с продуктами реакции и жидким алюминиевым комплексом. Исходное сырье (свежий и возвратный бензол, этиленовая фракция, возвратный диэтилбензол и катализатор) попадают в нижнюю часть алкилатора через распределительный коллектор. Парогазовая смесь выводится через штуцер в верхнем днище аппарата.
Избыточное тепло отводится за счет испарения части бензола при температуре 90°С, то есть процесс ведут при кипении реакционной массы.
Поскольку алкилирование бензола протекает как экзотермическая реакция, то в технологической схеме предусмотрено использование выделяющегося в процессе алкилирования тепла использовать для испарения избытка бензола. Это позволяет сохранять бензол в технологической схеме. Пары избыточного бензола вместе с газами выводят из реактора и направляют для конденсации в водяной конденсатор, получаемый конденсат самотеком возвращается в реактор. Газообразные примеси отправляют также в производство.
С учетом того, что молярное соотношение бензола превышает теоретически необходимое для реакции, проводится расчет конденсатора. По условию мольное отношение бензола и этилена составляет 3,2. По расчету в процессе участвует
В процессе этилирования бензола на снятие выделяемой теплоты расходуется бензол. Известно, что теплота испарения бензола равна 30,6 кДж/моль. Конденсатор должен осуществлять ориентировочно охлаждение 2,2 т избыточного бензола.
По уравнению реакции синтеза этилбензола
С6Н6 + С2Н4→ С6Н5СН2-СН3.
Количество теплоты на испарение бензола определяем по формуле:
Q= q*m*1000/M = 30,6*2217,6*1000/78 = 869981 кДж/ч
где Q – тепловой поток, кВт; q – тепловой эффект реакции, кДж/моль; m – массовый расход, кг/ч; М – молекулярная масса, кг/кмоль; 1000 – переводной коэффициент.
Таким образом, конденсатор обеспечивает охлаждение и конденсацию паров бензола и снабжен схемой передачи охлажденного бензола далее в процесс алкилирования.
2.5 Расчет теплового баланса алкилатора
Уравнение теплового баланса аппарата в общем видезаписываем следующим образом:
Ф1 + Ф2 + Ф3 + Ф4 = Ф5 + Ф6 + Ф7 + Ф8 + Фпот,
где Ф1,Ф2,Ф3,Ф5,Ф6,Ф7 тепловые потоки этиленовой фракции, жидкого бензола, диэтилбензола, отходящих газов, алкилата и паров бензола соответственно, кВт;
Ф4 - теплота экзотермических реакций, кВт;
Ф8 - расход теплоты на испарение бензола, кВт.
Для определения значений Ф1 и Ф5 рассчитывают средние молярные теплоемкости этиленовой фракции при температуре 18+273=291 К и отходящих газов при 90+273=363 К.
Средние молярные теплоемкости
Компонент Xi,% С i , Дж /(моль * К) С i * Xi /100,Дж /(моль * К)
Этиленовая фракция:
Метан СН4 15 34.7 5.205
Этилен С2H4 55 43.82 24,101
Этан С2Н6 20 52.09 10,418
Пропилен С3Н6 10,.0 63.55 6,355
Всего: 100.0 46,079
Расчет теплоты основных реакций проводим по формуле:
Qo298=Qoкон298 –Qoисх298
Реакция
C6H6+C2H4 → C6H5-C2H5 -12,48-49,03-52,30=-113,81
C6H4-(C2H5)2+C6H6→2C6H5-C2H5 2 *(- 12,48 -49,03-(-72,35)) = -1,64
C6H6+2C2H4 → C6H4-(C2H5)2 -72,35-49,03-2*52,30=-225,98
C6H6+3C2H4 → C6H3-(C2H5)3 -122,63-49,03-3*52,30=-328,56
C6H6+4C2H4 → C6H3-(C2H5)4 -174,54-49,03-4*52,30=-432,77
C6H6+C3H6 → C6H5-C3H7 -41,24-49,03-20,41 =-110,68
Разница в материальных потоках составляет (8946,37-8932,96) кг/ч. Эта разница объясняется тем, что не учтено количество испаряющегося бензола.
Ф2 = (0,0639+0,06937)134,21820=357,745 кВт
Ф7 =0,06937101,7790=635,381 кВт
Ф8 =0,0693778Ч391,3 =2117,270 кВт
Тепловой поток отходящих газов:
150,236+635,381=785,617 кВт
Исходные данные в соответствии с данными материального баланса.
Приход тепла происходит с бензольной массой, температура которой 35 ºС, теплосодержание 1 кг бензольной шихты при температуре 35 ºС составляет 15,6 ккал/кг .
Тепло реакции алкилирования равняется по практическим данным 811 ккал/кг поглощенного этилена.
Суспензию катализатора нагревается до 60-65 ºС, согласно справочным данным теплосодержание 1 кг суспензии катализатора при 65 ºС составляет 30,0 ккал/кг.
С полиалкилатами поступает 0,44 ккал/кг тепла при температуре 1ºС. С бензольным конденсатом, температура которого не должна превышать 40 ºС.
Расходуется тепло на нагрев реакционной масс до температуры примерно 120 ºС, теплосодержание 1 кг реакционной массы при этой температуре составляет 59,5 ккал/кг. С отходящими газами при температуре 120 ºС также расходуется тепло. Потери тепла в окружающую среду обычно составляют 3 %.
3. Экологическая часть
С точки зрения экологии рассматриваемого производства следует организовать взаимную нейтрализацию кислых и щелочных вод, но для этого
необходимо, чтобы соблюдалось соотношение кислоты и щелочи. Раствор А1Сl3 может быть использован как коагулянт для очистки сточных вод, а смолы, получаемые в процессе, можно использовать как топливо и в строительстве [8].
В ходе производства происходит образование отходящих газов в состав которых входят метан, водород, азот, кислород оксид углерода, хлорид водорода, этилен, этан и бензол. Одним из наиболее токсичных веществ, загрязняющих атмосферу, является оксид углерода СО, который активно взаимодействует с гемоглобином крови и уже при очень низких концентрациях снижает ее способность переносить кислород. Содержание СО в воздухе около 0,01 об. % вызывает головную боль, снижение умственной деятельности и расстройство физиологических функций организма. Оксид углерода - химически инертный газ, но он медленно окисляется кислородом и озоном воздуха. Его ПДКр.з - 20 мг/мЗ, ПДКм.р. - 3 мг/мЗ.
Одним из наиболее распространенных методов улавливания оксида углерода является поглощение водой способ, не требующий сложной, дорогостоящей аппаратуры, расхода теплоты и основан на использовании дешевого растворителя. Однако он не достаточно эффективен. Для очистки газовых выбросов от СО используют реакцию его доокисления до СО2.
Заключение
Рассмотрение процесса алкилирования бензола этиленовой фракцией показывает, что этот процесс требуется проводить при строгом соблюдении режима и поддержании температуры процесса. В любом случае в процессе синтеза возможны потери и загрязнение окружающего воздуха продуктами алкилирования и исходными продуктами. Поэтому особое значение имеют работы по организации технологического процесса улавливания летучих веществ.
Список использованных источников
1. Паушкин Я. М., Адельсон С. В., Вишнякова Т. П. Технология нефтехимического синтеза. М., 1973. – 448 с.;
2. Юкельсон И. И. Технология основного органического синтеза. М., «Химия», 1968.
3. Лебедев Н.Н., Химия и технология основного органического и нефтехимического синтеза, 2 изд., M., 1975. – 384 с.
4. Филимонова О.Н. Технологические расчеты производственных процессов / О.Н. Филимонова, М.В. Енютина. - Воронеж: Воронеж, гос. технол. акад., 2005. - 120 с.
5. Тимофеев В.С. Принципы технологии основного органического и нефтехимического синтеза / В.С. Тимофеев, А.А. Серафимов. - М.: Химия, 1992.- 432с.
6. Расчеты химико-технологических процессов / Под общей редакцией проф. И.П. Мухленова. - Л.: Химия, 1976. - 304 с.
7. Гутник С.П. Расчеты по технологии органического синтеза./С.П. Гутник, В.Е., В.Е. Сосонко, В.Д. Гутман/ - М.: Химия,1988 - 272 с.
8. Орлов Д.С. Экология и охрана биосферы при химическом загрязнении / Д. С. Орлов, Л.К. Садовников, И.Н. Лозановская - М.: Высшая школа, 2002. - 325 с.
26