Процесс производства этилбензола: сырье, способы получения и использование

Размещено на http://www.allbest.ru/

Содержание

Введение

1. Аналитический обзор

2. Технологическая часть

2.1 Физико-химические основы процесса производства этилбензола алкилированием в присутствии хлорида алюминия

2.2 Технологическая схема процесса

2.3 Расчет материального баланса процесса производства этилбензола алкилированием в присутствии хлорида алюминия

2.4 Расчет основного аппарата

2.5 Расчет теплового баланса алкилатора

3. Экологическая часть

Заключение

Список использованных источников

Приложение

Введение

Увеличение темпов роста производства алкилароматических углеводородов во всем мире обусловлено растущей потребностью в получаемых на их основе пластических массах, синтетических каучуках и других продуктах. Этилбензол ? продукт, который необходим для производства стирола. Стирол в свою очередь используется для получения полистирола. Также стирол идет и на получение каучука для автомобилестроения, для изготовления транспортерной ленты и других резинотехнических изделий. Поэтому каталитическое алкилирование бензола олефинами занимает одно из ведущих мест в процессах основного органического и нефтехимического синтеза [1].

Целью курсовой работы является получение общих сведений о процессе производства этилбензола, сырье, способах получения и использования. Важной задачей также является рассмотрение основной технологической схемы производства этилбензола алкилированием в присутствии хлорида алюминия.

Технологическая часть включает задание на курсовую работу, материальный, тепловой баланс процесса производства этилбензола алкилированием в присутствии хлорида алюминия, а также расчет основного аппарата - алкилатора.

Основой экологической части является описание основных отходов, образующихся в процессе производства этилбензола алкилированием в присутствии хлорида алюминия и методов их рациональной переработки (либо утилизации, очищения) в более полезные и широко используемые материалы.

этилбензол алкилирование хлорид тепловой



1. Аналитический обзор

Алкилирование ? это процесс введения алкильных групп в молекулы органических веществ и некоторых неорганических веществ. Процесс алкилирования часто является промежуточной стадией в производстве мономеров, моющих веществ и т.д. [2].

Вещества, которые участвуют в процессе алкилирования, называются алкилирующими агентами. Все алкилирующие агенты по типу связей, разрывающихся в них при алкилировании, делятся на следующие группы:

? ненасыщенные соединения (олефины и ацетилен);

? хлорпроизводные с неподвижным атомом хлора;

? спирты, простые и сложные эфиры (оксиды олефинов) [1].

Олефины (этилен, бутилен, пропилен и т.д.) имеют первостепенное значение в качестве алкилирующих агентов. В виду дешевизны ими стараются пользоваться во всех случаях, где это возможно. Основное применение они нашли для С-алкилирования парафинов ароматических соединений. Алкилирование олефинами в большинстве случаев протекает по ионному механизму через промежуточное образование ионов аргония и катализируется протонными и апротонными кислотами.

Реакционная способность олефинов при реакции такого типа определяет их склонность к образованию ионов карбония

RCH = СH₂ + H > R + СНСН₃.

Это означает, что удлинение и разветвление цепи атомов углерода значительно повышает реакционную способность олефина к алкилированию.

В ряде случаев алкилирование олефинами протекает под влиянием инициаторов радикально-цепных реакций, освещения или высокой температуры. Здесь промежуточными активными частицами являются свободные радикалы и реакционная способность разных олефинов при таких реакциях значительно снижается.

Хлорпроизводные являются алкилирующими агентами наиболее широкого диапазона действий. Применять их рационально для тех процессов, в которых их невозможно заменить олефинами или когда хлорпроизводные дешевле и доступнее олефинов. Алкилирующее действие хлорпроизводных проявляется в трех различных типах взаимодействия:

? электрофильного;

? нуклеофильного;

? свободно-радикального.

Механизм электрофильного замещения характерен в основном для алкилирования по атому углерода, но в отличие от олефинов реакции катализируются только апротонными кислотами. Процесс идет с промежуточным образованием ионов аргония, в связи с чем, реакционная способность хлористых алкилов зависит от поляризации связи С-Сl и повышается при удлинении цепи.

При нуклеофильном замещении атомов Сl, характерном для алкилирования S и N, механизм аналогичен гидролизу хлорпроизводных, причем реакция протекает в отсутствии катализаторов

RCl + NH₃ > RN + H₃ + Cl > RNH₂ + HCl.

Спиртами, оксидами и простыми эфирами алкилируют в присутствии кислых катализаторов. Процесс идет с разрывом таких связей, как С-О, С-N, С-S. Спирты применяют для алкилирования только в тех случаях, когда они дешевле и доступнее хлорпроизводных. Нерационально использовать спирты с катализатором хлоридом алюминия, так как при алкилировании спиртами катализатор разлагается, а протонные кислоты разбавляются образовавшейся водой. В этих случаях происходит дезактивирование катализатора, что обуславливает его большой расход.

Алкилирование олефинами применяется в промышленности в основном для получения компонентов моторного топлива с высокой антидистанционной способностью. Каталитическое алкилирование протекает при обычной температуре или даже при охлаждении до 0 °С и давлении, близком к атмосферному (кроме этилена) [1].

Влияние строения ароматических соединений при реакциях алкилирования в общем такое же, как при других процессах электрофильного замещения ароматического ядра, но имеет свои особенности. Реакция алкилирования отличается низкой чувствительностью к электронно-донорным заместителям в ядре. Правила ориентации при алкилировании, в общем, подобны другим реакциям электрофильного замещения, но строение продуктов может существенно изменяться в зависимости от катализатора и условий реакции. Так электронно-донорные заместители и атомы галогенов направляются преимущественно в пара- и орта- положения. Однако, в более жестких условиях при катализаторе хлориде алюминия происходит изомеризация гомологов бензола с внутримолекулярной миграцией алкильных групп и образование равновесных смесей, в которых преобладают термодинамически более стабильные изомеры.

Алкилирование ароматических углеводородов представляет собой сложный многостадийный процесс, включающий взаимосвязанные реакции алкилирования, изомеризации, полимеризации и др. В качестве катализаторов могут использоваться как протонные кислоты, так и кислоты Льюиса. Протонные кислоты широко применяются при алкилировании бензола олефинами и спиртами, причем их активность падает в ряду

HF > H₂SO₄ > H₃PO₄.

При алкилировании ароматических соединений в присутствии любых катализаторов происходит последовательное замещение атомов водорода с образованием смеси продуктов разной степени алкилирования. При умеренной температуре каждая стадия практически не обратима.

С₆Н₆ + С₂Н₄ > С₆Н₅С₂Н₅ + С₂Н₄ > С₆Н₄(С₂H₅)₂ + С₂Н₄ > С₆Н₃(С₂H₅)₃ + С₂Н₄ > С₆Н₂(С₂H₅)₄ + С₂Н₄ > С₆Н(С₂H₅)₅ + С₂Н₄ > С₆(С₂H₅)₆.

На хлориде алюминия и в жестких условиях происходит обратная реакция переалкилирования с межмолекулярной миграцией алкильных групп

C₆H₄(C₂H₅)₂ + C₆H₆ > 2C₆H₅C₂H₅.

Следовательно, в процессе на хлориде алюминия может установиться равновесие, что необходимо учитывать при выборе условий процесса оптимального мольного соотношения реагентов. На протонных катализаторах состав продуктов определяется кинетикой процесса, а на хлориде алюминия и в жестких условиях - равновесием [2].

2. Технологическая часть

2.1 Физико-химические основы процесса производства этилбензола алкилированием в присутствии хлорида алюминия

Исходные продукты (бензол и олефины) для процесса алкилирования необходимо очищать от разных примесей, в том числе и воды, так как при наличии влаги будет гидролизоваться А1С1₃ с образованием НСl. Как очистка, так и осушка требуют значительных энергетических затрат. В связи с этим чаще всего осуществляют гетероазеотропную осушку исходных продуктов только до 0,002-0,005 %. Кроме того, необходимая активность А1Сl₃ достигается только в присутствии НС1, который требуется для образования каталитического комплекса. Для образования комплекса, как правило, используют алкихлориды. Можно использовать и безводный НСl, однако его содержание в реакционной массе регулировать трудно [1].

Процесс алкилирования бензола олефинами, катализируемый комплексом на основе А1Сl₃, является жидкофазным и протекает с выделением тепла. Для проведения процесса можно предложить три типа реактора. Наиболее простым является трубчатый аппарат, в нижней части которого размещается мощная мешалка, предназначенная для эмульгирования катализаторного раствора и реагентов. Такой тип аппарата часто используется при организации периодического процесса. Реагент, а также катализаторный раствор подают в нижнюю часть реактора. Эмульсия поднимается вверх по трубам, охлаждаясь за счет воды, подаваемой в межтрубное пространство. Продукты синтеза, не прореагировавшие бензол и олефины, а также катализаторный раствор выводятся из верхней части реактора и поступают в сепаратор. В сепараторе происходит отделение каталитического раствора от остальных продуктов (алкилата). Катализаторный раствор возвращается в реактор, а алкилаты направляются на разделение.

Для обеспечения непрерывности процесса может быть применен каскад из 2-4 трубчатых ректоров. Катализаторный раствор подают в оба реактора, реагенты ? в верхнюю часть первого реактора. Оба реактора представляют пустотелые аппараты с мешалками. Тепло отводится с помощью воды, подаваемой в «рубашки». Реакционная масса из верхней части первого реактора поступает в сепаратор, из которого нижний (катализаторный) слой возвращается в реактор, а верхний поступает в следующий реактор. Из верхней части второго реактора реакционная масса также поступает в сепаратор. Нижний (катализаторный) слой из сепаратора поступает в реактор, а верхний слой (алкилаты) направляется на разделение. Конверсия реагентов определяется числом реакторов. Процесс проводится при 40-60 °С [1].

Непрерывное алкилирование газообразными олефинами можно проводить в барботажных колоннах. Как правило, внутреннюю поверхность колонн защищают кислотоупорными плитками. Верхняя часть колонн заполнена кольцами Рашига, которые играют роль каплеотбойника, остальная часть ? катализаторным раствором. Реагенты подают в нижнюю часть колонны. Газообразный олефин, барботируя через колонну, интенсивно перемешивает реакционную массу. Конверсия реагентов зависит от высоты катализаторного слоя. Частично тепло отводится через «рубашку», разделенную на секции, а основная часть тепла ? за счет нагрева реагентов и испарения избыточного количества бензола. Пары бензола вместе с другими газами, содержащимися в олефине, поступают в конденсатор, в котором конденсируется главным образом бензол. Конденсат возвращают в реактор, а несконденсированные вещества выводят из системы для утилизации. В этом случае можно установить автотермический режим, варьируя давление и количество отходящих газов. Катализаторный раствор вместе с продуктами алкилирования и не прореагировавшим бензолом выводят из верхней части колонны и направляют в сепаратор. Нижний слой возвращают в колонну, а верхний слой направляют на разделение [3].

Технология жидкофазного алкнлирования имеет следующие подсистемы:

? гетероазеотропная осушка бензола;

? реакторный узел;

? очистка газов от НС1;

? очистка продуктов алкилирования от НС1;

? разделение продуктов алкилирования.

Рециклы по бензолу и полиалкилбензолам объединяют эти подсистемы и систему. В систему входят потоки: А1Сl₃, этилхлорид, бензол, этан-этиленовая фракция, водный раствор щелочи. Выходят из системы следующие потоки: алкилбензолы, абгазы, водный раствор щелочи, водный раствор хлороводородной кислоты, катализаторный раствор. Следовательно, наряду с продуктами выводятся потоки, которые требуют утилизации, нейтрализации и очистки. От этих процессов в значительной степени зависит как экономическая, так и экологическая эффективность предлагаемой технологии [1].

2.2 Технологическая схема процесса

Технологическая схема производства этилбензола представлена на рисунке в приложении А.

Свежий бензол вместе с бензолом, возвращённым со стадии разделения, поступает в колонну 3, предназначенную для осушки бензола азеотропной ректификацией. Низкокипящая азеотропная смесь бензола с водой конденсируется в конденсаторе 4 и разделяется в сепараторе 5 на два слоя. Воду с растворённым в ней бензолом отводят (её можно использовать для промывки реакционной массы), а бензольный слой стекает на верхнюю тарелку колонны 3, создавая орошение. Осушенный бензол из куба колонны 3 в теплообменнике 2 подогревает бензол идущий на осушку, и попадает в сборник 8, откуда насосом 1 непрерывно закачивается в алкилатор 9. Каталитический комплекс готовят в аппарате 6 с мешалкой и рубашкой для обогрева паром. В него загружают полиалкилбензолы (ПАБ) или смесь бензола и полиалкилбензола (примерно в отношении 1:1) и хлорид алюминия (1 моль на 2,5-3,0 моль ароматических углеводородов), после чего при нагревании и перемешивании подают хлорпроизводное. Приготовленный комплекс периодически вводят в алкилатор. Реакция проводится в непрерывно действующей колонне-алкилаторе 9 с горячим сепаратором 12 для отделения каталитического комплекса и обратным конденсатором 10 для возвращения испарившегося бензола и отвода тепла. Олефин поступает в низ колонны, предварительно проходя расходомер. Бензол из ёмкости 8 поступает в низ алкилатора, как и конденсат из конденсатора 10. Газы, отходящие после конденсатора 10, содержат значительное количество паров легколетучего бензола (особенно при использовании разбавленных фракций олефинов). Для улавливания бензола эти газы направляют в абсорбер 13, который орошается полиалкилбензолами, выделенными из реакционной массы на стадии разделения. Собирающийся в нижней части абсорбера раствор бензола в полиалкилбензолах поступает в реакционный аппарат 9 для переалкилирования. Газы после абсорбера 13 промывают водой в скруббере 14 для удаления НСl и выводят в атмосферу или используют в качестве топочного газа. Углеводородный слой, отбираемый после сепаратора 12, состоит из бензола, моно- и полиалкилбензолов. В нём присутствуют также в небольшом количестве другие гомологи бензола, получившиеся за счёт примесей олефинов в исходной фракции или путём частичной деструкции алкильной группы под действием А1С1₃. При синтезе этил- и изопропилбензолов реакционная масса содержит 45-55 % бензола, 35-40 % моноалкилбензолола, 8-12 % диалкилбензола и до 3 % более высокоалкилированных соединений, побочных продуктов и смол. Вся эта смесь проходит водяной холодильник 15 и дополнительно отстаивается в холодном сепараторе 16, откуда каталитический комплекс периодически возвращают в алкилатор. Алкилат направляют после этого на очистку от растворённого хлорида водорода и хлорида алюминия. С этой целью смесь промывают в системе противоточных колонн 17 и 18 вначале водой, а затем водной щёлочью. Нейтрализованная смесь углеводородов (алкилат) поступает на ректификацию. Продукты реакции разделяют в нескольких непрерывно действующих ректификационных колоннах [4].

2.3 Расчет материального баланса процесса производства этилбензола алкилированием в присутствии хлорида алюминия

Производительность стадии алкилирования по 100 % этилбензолу составляет

(137000•1000/8120)•[(100+3,1)/100]=17395 кг/ч или 17395/106=164,1 кмоль/ч.

Расход этилена с учетом селективности процесса составляет:

164,1/0,8=205,125 кмоль/ч.

Определяем расход этиленовой фракции, учитывая объёмную долю этилена

205,125/0,625=328,2 кмоль/ч.

Состав этиленовой фракции приведен в таблице 1.

Таблица 1 ? Состав этиленовой фракции

Наименование компонента	хi, %	ni, кмоль/ч	mi, кг/ч
Метан CH4 Ацетилен C2H2 Этилен C2H4 Этан C2H6 Пропилен C3H6 Водород H2 Азот N2 Кислород O2 Оксид углерода CO	15,6 0,21 62,5 6,8 6,2 1,4 3,6 2,69 1,0	51,199 0,689 205,125 22,318 20,348 4,595 11,815 8,829 3,282	819 18 5744 670 855 9 331 283 92
Всего	100,0	328,200	8821

Молярное отношение бензол-этилен на входе в реактор равно 3:1, следовательно, расходуется бензола

205,125•3=615,375 кмоль/ч или 47999 кг/ч.

Массовая доля воды в бензоле после азеотропной осушки составляет 0,002 % [4], следовательно, с бензолом поступает воды

47999•0,002/(100,000-0,002)=1 кг/ч или 0,056 кмоль/ч.

Расход хлорида алюминия составит

11,5•17395/1000=200 кг/ч или 1,498 кмоль/ч.

Рассчитываем массовое количество диэтилбензола возвращаемого со стадии ректификации

247•17395/1000=4297 кг/ч или 32,067 кмоль/ч.

Для определения состава отходящих газов рассчитаем содержание в них хлорида водорода, этилена, бензола, оксида углерода. Метан, этан, водород, азот и кислород, входящие в состав этиленовой фракции, переходят в отходящие газы полностью [5]. Влага в составе бензола взаимодействует с хлоридом алюминия по реакции

А1С1₃ + 3Н₂О > А1(ОН)₃ + 3НС1,

при этом реагирует хлорида алюминия

0,056/3 = 0,019 кмоль/ч или 3 кг/ч.

Образуется

? гидроксида алюминия: 0,019 кмоль/ч или 2 кг/ч,

? хлороводорода: 0,056 кмоль/ч или 2 кг/ч.

В отходящие газы переходит

? 1 % подаваемого этилена

205,125•0,01=2,051 кмоль/ч или 57 кг/ч,

? 90 % подаваемого оксида углерода

3,282•0,9=2,954 кмоль/ч или 83кг/ч,

? 0,3 кг бензола на 1 т этилбензола

0,3•17395/1000=5 кг/ч или 0,064 кмоль/ч.

Состав отходящих газов приведен в таблице 2.

Таблица 2 ? Состав отходящих газов

Наименование компонента	ni, кмоль/ч	хi, %	mi, кг/ч
Метан CH4 Этилен C2H4 Этан C2H6 Бензол C6H6 Водород H2 Азот N2 Кислород O2 Оксид углерода CO Хлорид водорода HCl	51,199 2,051 22,318 0,064 4,595 11,815 8,829 2,954 0,056	49,3 2,0 21,5 0,061* 4,4 11,4 8,5 2,9 0,054*	819 57 625 5 9 331 283 83 2
Всего	103,881	100,0	2214

* В связи с малыми значениями бензола (0,061 %) и хлорида водорода (0,054 %) в дальнейших расчетах их не учитываем.

Для определения состава алкилата рассчитаем изменение состава исходной смеси в процессе алкилирования.

По реакции переалкилирования

С₆Н₄?(С₂Н₅)₂ + С₆Н₆ > 2С₆Н₅?С₂Н₅ (1)

расходуется бензола 32,067 кмоль/ч или 2501 кг/ч,

образуется этилбензола 32,067•2=64,134 кмоль/ч или 6798 кг/ч.

Следовательно, алкилированием бензола получают этилбензола

164,1?64,134=99,966 кмоль/ч или 10596 кг/ч.

По основной реакции

С₆Н₆ + С₂Н₄ > С₆Н₅?С₂Н₅ (2)

расходуется

? бензола 99,966 кмоль/ч или 7797 кг/ч,

? этилена 99,966 кмоль/ч или 2799 кг/ч.

По реакции

С₆Н₆ + 2С₂Н₄ > С₆Н₄?(С₂Н₅)₂ (3)

расходуется

? 38,2 % от поступающего этилена, что составляет

0,382•205,125=78,358 кмоль/ч или 2194 кг/ч,

? бензола 0,5•78,358=39,179 кмоль/ч или 3056 кг/ч,

образуется диэтилбензола 39,179 кмоль/ч или 5250 кг/ч.

По реакции

С₆Н₆ + 3С₂Н₄ > С₆Н₃?(С₂Н₅)₃ (4)

расходуется

? 11 % от поступающего этилена, что составляет

0,1•205,125=22,564 кмоль/ч или 632 кг/ч,

? бензола 22,564/3=7,521 кмоль/ч или 587 кг/ч,

образуется триэтилбензола 7,521 кмоль/ч или 1218 кг/ч.

По реакции

С₆Н₆ + 4С₂Н₄ > С₆Н₂?(С₂Н₅)₄ (5)

расходуется

? этилена с учётом его расхода по реакциям (2)-(4) и содержания в отходящих газах

205,125-99,966-78,358-22,564- 2,051=2,186 кмоль/ч или 61 кг/ч,

? бензола 2,186/4 = 0,547 кмоль/ч или 43 кг/ч,

образуется тетраэтилбензола 0,547 кмоль/ч или 104 кг/ч.

По реакции

С₆Н₆ + С₃Н₆ > С₆Н₅?С₃Н₇ (6)

расходуется

? пропилена 20,348 кмоль/ч или 855 кг/ч,

? бензола 20,348 кмоль/ч или 1587 кг/ч,

образуется изопропилбензола 20,348 кмоль/ч или 2442 кг/ч.

По реакции

2С₆Н₆ + С₂Н₂ > (С₆Н₅)₂?С₂Н₄ (7)

расходуется

? ацетилена 0,689 кмоль/ч или 18 кг/ч,

? бензола 20,689=1,378 кмоль/ч или 107 кг/ч,

образуется дифенилэтана 0,689 кмоль/ч или 125 кг/ч.

По реакции

2С₆Н₆ + СO > (С₆Н₅)₂?СНOH (8)

расходуется

? оксида углерода 3,282•2,954=0,328 кмоль/ч или 9 кг/ч,

? бензола 2•0,328=0,656 кмоль/ч или 51 кг/ч,

образуется дифенилкарбинола 0,328 кмоль/ч или 60 кг/ч.

Общий расход бензола по реакциям (1)-(8) составляет

99,966+32,067+39,179+7,521+0,547+20,348+1,378+

+0,656=201,662 кмоль/ч или 15730 кг/ч.

В составе отходящих газов содержится бензола 0,064 кмоль/ч или 5 кг/ч.

Остается в составе алкилата

? бензола 615,375?201,662?0,064=413,649 кмоль/ч или 32265 кг/ч,

? хлорида алюминия 1,498?0,019=1,479 кмоль/ч или 197 кг/ч.

Состав алкилата приведен в таблице 3.

Таблица 3 ? Состав алкилата

Компонент	Ni, кмоль/ч	хi, %	mi, кг/ч	щi, %
1	2	3	4	5
C6H6	413,649	63,9	32265,0	54,6
C6H5?C2H5 C6H4?(C2H5)2 C6H3?(C2H5)3 C6H2?(C2H5)4 C6H5?C3H7 (C6H5)2?C2H4 (C6H5)2?CHOH AlCl3 Al(OH)3	164,100 39,179 7,521 0,547 20,348 0,689 0,328 1,479 0,019	25,3 6,1 1,2 0,1 3,1 0,1 0,051* 0,2 0,003*	17395,0 5250,0 1218,2 104,0 2442,0 125,0 60,0 197,4 1,4	29,5 8,9 2,1 0,2 4,1 0,2 0,1 0,3 0,002*
Всего	647,859	100,0	59058,0	100,0

*В связи с малыми значениями дифенилкарбинола (0,051 %) и гидроксида алюминия (0,002 %) и (0,003 %) в дальнейших расчетах их не учитываем.

Состав алкилата соответствует оптимальному технологическому режиму.

Определяем расходные коэффициенты (кг/кг)

? по бензолу (15730+5)/17395=0,905,

? по этилену 5744/17395=0,330,

? по этиленовой фракции 8821/17395=0,507,

где 15730 - расход бензола по реакциям (1)-(8), кг/ч;

5 - потери бензола с отходящими газами, кг/ч;

5744 и 8821- расход этилена и этиленовой фракции соответственно, кг/ч;

17395 - производительность стадии алкилирования по 100% этилбензолу, кг/ч [6].

2.4 Расчет основного аппарата

В качестве основного аппарата ? алкилатора принят вертикальный цилиндрический полый аппарат со сферическими днищами, выполненный из углеродистой стали. Внутренняя поверхность аппарата футерована кислотоупорной плиткой. Сферические днища крепятся к обечайке при помощи плоских приварных фланцев с уплотнительной поверхностью типа «выступ-впадина». Реактор заполнен смесью бензола с продуктами реакции и жидким алюминиевым комплексом (ЖАК). Исходное сырье (свежий и возвратный бензол, этиленовая фракция, возвратный диэтилбензол и ЖАК) попадают в нижнюю часть алкилатора через распределительный коллектор. Жидкие продукты (алкилат) отводят через один из боковых штуцеров. 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.

Техническая характеристика алкилатора

Диаметр стальной обечайки внутренний ? 2400 мм;

Толщина стенки обечайки ? 14 мм;

Толщина футеровки ? 80 мм;

Высота цилиндрической части ? 11800 мм;

Высота общая ? 15000 мм;

Вместимость аппарата:

полная ? 50 м³;

полезная ? 38±2 м³;

Производительность по этилбензолу в расчете на 1 м³ алкилатора ? 180-200 кг/ч

Число аппаратов для обеспечения заданной производительности (при минимальной вместимости алкилатора)

n=17395/[180•(38,0?2,0)]=2,68 шт. [5].

Таким образом, необходимо установить три аппарата, соединенные параллельно.

2.5 Расчет теплового баланса алкилатора

Исходные данные:

? материальные потоки, кмоль/с:

этиленовая фракция: 328,200/(3•3600)=0,0304,

технический бензол: 615,375/(3•3600)=0,0570,

диэтилбензол: 32,067/(3•3600)=0,0030,

отходящие газы: 103,881/(3•3600)=0,0096,

жидкий алкилат:647,859/(3•3600)=0,0600.

? температура, °С:

на входе в алкилатор ?20,

на выходе из алкилатора ?90.

Цель теплового расчёта ? определение количества испарившегося бензола в алкилаторе.

Уравнение теплового баланса аппарата в общем виде

Ф₁ + Ф₂ + Ф₃ + Ф₄ = Ф₅ + Ф₆ + Ф₇ + Ф₈ + Ф_пот,

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;

Ф_пот - теплопотери в окружающую среду, кВТ.

Для определения значений Ф₁ и Ф₅ рассчитываем средние молярные теплоемкости этиленовой фракции при температуре 20+273=293 К и отходящих газов при 90+273=363 К.

Расчёт средних молярных теплоёмкостей приведен в таблице 4.

Таблица 4 ? Средние молярные теплоемкости

Компонент	Xi, %	Сi, Дж/(моль·К)	СiXi /100, Дж/(моль•К)
1	2	3	4
Этиленовая фракция: метан СН4	15,6	34,70	5,4132
ацетилен С2Н2 этилен С2H4 этан С2Н6 пропилен С3Н6 водород H2 азот N2 кислород O2 оксид углерода CO	0,21 62,5 6,8 6,2 1,4 3,6 2,69 1,0	43,70 43,82 52,09 63,55 28.82 29,13 28,06 29,07	0,0918 27,3875 3,5421 3,9401 0,4035 1,0487 0,7548 0,2907
Всего	100,0	?	42,8724
Отходящие газы: метан СН4 этилен С2Н4 пропилен С3Н6 водород H2 азот N2 кислород О2 оксид углерода CO	49,3 2,0 21,5 4,4 11,4 8,5 2,9	39,12 50,62 61,69 28,84 29,43 29,83 29,55	19,2862 1,0124 13,2634 1,2690 3,3550 2,5356 0,8570
Всего	100,0	?	41,5786

Тепловой поток этиленовой фракции

Ф₁=0,0304•42,8724•293=381,9 кВт.

Тепловой поток отходящих газов

Ф₅=0,0096•41,5786•363=144,9 кВт.

Тепловой поток технического бензола

Ф₂=(0,0570+n_б)•134,218•293=2241,6+39325,9•n_б кBт,

где n_б ? количество циркулирующего бензола в системе холодильник-конденсатор-алкилатор, кмоль/с.

Определяем тепловой поток диэтилбензола, значение молярной теплоемкости диэтилбензола находим по справочнику

Ф₃=0,0030•369,06•293=324,4 кBт.

Теплоты реакций (1)-(7), кДж/моль приведены в таблице 5.

Таблица 5 ? Теплоты реакций (1)-(7)

Реакция	ДН0298 = УДН0298(кон) - УДН0298(исх)
С6Н6 + С2Н4 > С6Н5?С2Н5 С6Н4?(С2Н5)2 + С6Н6 > 2С6Н5?С2Н5 С6Н6 + 2С2Н4 > С6Н4?(С2Н5)2 С6Н6 + 3С2Н4 > С6Н3?(С2Н5)3 С6Н6 + 4С2Н4 > С6Н2?(С2Н5)4 С6Н6 + С3Н6 > С6Н5?С3Н7 2С6Н6 + С2Н2 > (С6Н5)2?С2Н4 2С6Н6 + СO> (С6Н5)2?СНOH	?12,48?49,03?52,30=?113,81 2•(?12,48)?49,03?(?72,35)=?1,64 ?72,35?49,03?2•52,30=?225,98 ?122,63?49,03?3•52,30=?328,56 ?174,54?49,03?4•52,30=?432,77 ?41,24?49,03?20,41=?110,68 ?297,31?2•49,03?226,75=?27,50 ?46,17?2•49,03?(?110,53)=?33,70

Рассчитываем теплоту экзотермических реакций

Ф₄=[1000/(3•3600)]•(99,966•113,81+32,067•1,64+39,179•225,98+

+7,521•328,56+0,547•432,77+20,348•110,68+0,689•27,50+

+0,328•33,70)=1000•25273,3/(3•3600)=2340,1 кBт.

Общий приход теплоты составляет

Ф_прих=381,9+2241,6+39325,9•n_б+324,4+2340,1=(5288+39325,9•n_б) кBт.

Для определения теплового потока алкилата рассчитываем его среднюю молярную теплоемкость при температуре 363 К

С_m=152,07•0,64+186,56•0,247+396,06•0,061+464,46•0,012+559,86•0,002+

+321,36•0,035+415,94•0,001+94,48•0,002=184,465 Дж/(моль•К).

Тепловой поток жидкого алкилата

Ф₆=0,0600•184,465•363=4017,6 кВт.

Тепловой поток паров бензола

Ф₇=101,77•363•n_б=36942,5•n_б кВт.

Расход теплоты на испарение бензола

Ф₈=78•391,3•n_б=30521,4•n_б кВт,

где 391,3 - удельная теплота испарения бензола при температуре 363 К, кДж/кг.

Принимаем, что теплопотери в окружающую среду составляют 3 % от общего прихода теплоты

Ф_пот= 0,03•(5288+39325,9•n_б)=158,64+1179,8•n_б кВт.

Общий расход теплоты

Ф_расх=144,9+4017,6+36942,5•n_б+30521,4•n_б + +158,64+1179,8•n_б =4321,14+68643,7•n_б кВт.

Массовое количество циркулирующего бензола находим из условия равенства прихода и расхода теплоты

5288+39325,9•n_б=4321,14+68643,7•n_б,

29317,8•n_б=966,86,

n_б=0,033 кмоль/с.

Масса бензола, испаряющегося на стадии алкилирования

0,033•3•3600=356,4 кмоль/ч или 27799,2 кг/ч,

что составляет 27,799/17,395=1,60 т на 1 т получаемого этилбензола и соответствует оптимальному технологическому режиму.

Всего в алкилатор подают бензола (с учетом циркулирующего бензола)

459,9+499,464=959,364 кмоль/ч или 74830,392 кг/ч.

Общее массовое количество отходящих газов (с учетом испаряющегося бензола):

615,375+356,4=971,775 кмоль/ч или 75798,5 кг/ч.

Общее массовое количество отходящих газов (с учетом испаряющегося бензола) 103,881+356,400=460,281 кмоль/ч или 28537,4 кг/ч.

Материальный баланс стадии алкилирования приведен в таблице 6.



Таблица 6 ? Материальный баланс стадии алкилирования

Приход	кмоль/ч	кг/ч	Расход	кмоль/ч	кг/ч
1	2	3	4	5	6
Технический	971,775	75798,5	Отходящие газы	103,881	2389,3
бензол Этиленовая фракция Диэтилбензол Хлорид алюминия	328,200 32,067 1,479	8861,4 4297,0 197,4	Алкилат Возвратный бензол	647,859 356,400	58955,2 27799,2
Всего	1333,521	89154,3	Всего	1108,140	89143,7

По рассчитанному массовому количеству испаряющегося бензола уточняем тепловые потоки

Ф₂=(0,0570+0,033)•134,218•293=3539,3 кВт,

Ф₇=0,033•101,77•363=1219,1 кВт,

Ф₈=0,033•78•391,3=1007,2 кВт.

Тепловой поток отходящих газов составляет

144,9+1219,1=1364,0 кВт.

Тепловой баланс алкилатора приведен в таблице 7.

Таблица 7 ? Тепловой баланс алкилатора

Приход	кВт	%	Расход	кВт	%
Тепловой поток этиленовой фракции Тепловой поток технического бензола Тепловой поток диэтилбензола Тепловой поток процесса	381,9 3539,3 324,4 2340,1	5,8 53,74 4,93 35,53	Тепловой поток отходящих газов Тепловой поток алкилата Расход теплоты на испарение бензола Теплопотери в окружающую среду	144,9 4017,6 2226 197,6	2,2 61,0 33,8 3,0
Всего:	6585,7	100,0	Всего:	6586,4	100,0



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.

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 % (по объему) вызывает головную боль, снижение умственной деятельности и расстройство ряда физиологических функций организма [4].

Оксид углерода ? химически довольно инертный газ: в тропосфере он очень медленно окисляется кислородом и озоном воздуха. Может продуцировать в почвах, причем и небиологическим путем.

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, проводимую с использованием оксидных железных катализаторов.

К числу глобальных загрязнений биосферы следует отнести ее загрязнение углеводородами. Почти не представляя опасности как самостоятельные загрязняющие вещества воздушной среды, углеводороды обусловливают мощность и плотность фотохимического смога. При этом в результате фотохимических реакций углеводороды образуют весьма токсичные продукты: альдегиды, кетоны. Метан и другие низшие алканы, такие, как этан, пропан, накапливаясь в атмосфере, влекут за собой постепенное повышение среднегодовой температуры, что является следствием «парникового» эффекта. Метан устойчив в восстановительной среде, но при доступе кислорода и повышении окислительных потенциалов он уже в почве может окисляться метанотрофами с образованием углекислого газа и воды.

Таким образом, необходимо проводить доочистку отходящих газов во избежание попадания вредных токсичных веществ в атмосферный воздух [5]. Установка доочистки отходящих газов должна обеспечивать улавливание вредных веществ, исключающее повышение концентраций этих веществ при рассеивании газовых выбросов предприятия в атмосфере воздуха выше предельно допустимых.

Установка доочистки отходящих газов может выделяться в отдельный объект или входить в состав комбинированной установки совместно с установкой производства этилбензола [4].

3.1 Методы очистки газовых выбросов

Промышленные способы очистки газовых выбросов от газо- и парообразных токсичных примесей можно разделить на три основные группы:

? абсорбция жидкостями;

? адсорбция твердыми поглотителями;

? каталитическая очистка.

В меньших масштабах применяются термические методы сжигания (или дожигания) горючих загрязнений, способ химического взаимодействия примесей с сухими поглотителями и окисление примесей озоном [7].

Абсорбция жидкостями применяется в промышленности для извлечения из газов сернистых соединений, оксидов азота, паров кислот (НСl, HF, H₂SO₄), диоксида и оксида углерода, разнообразных органических соединений (фенол, формальдегид, летучие растворители и др.). Абсорбционные методы служат для технологической и санитарной очистки газов. Они основаны на избирательной растворимости газо- и парообразных примесей в жидкости (физическая абсорбция) или на избирательном извлечении примесей химическими реакциями с активным компонентом поглотителя (хемосорбция).

Абсорбционные методы характеризуются непрерывностью и универсальностью процесса, экономичностью и возможностью извлечения больших количеств примесей из газов. Недостаток этого метода в том, что насадочные скрубберы, барботажные и даже пенные аппараты обеспечивают достаточно высокую степень извлечения вредных примесей (до ПДК) и полную регенерацию поглотителей только при большом числе ступеней очистки. Поэтому технологические схемы мокрой очистки, как правило, сложны, многоступенчаты и очистные реакторы (особенно скрубберы) имеют большие объемы.

Адсорбционные методы применяют для различных технологических целей ? разделения парогазовых смесей на компоненты с выделением фракций, осушки газов и для санитарной очистки газовых выхлопов. В последнее время адсорбционные методы выходят на первый план как надежное средство защиты атмосферы от токсичных газообразных веществ, обеспечивающее возможность концентрирования и утилизации этих веществ. Недостатки большинства адсорбционных установок ? периодичность процесса и связанная с этим малая интенсивность реакторов, высокая стоимость периодической регенерации адсорбентов. Применение непрерывных способов очистки в движущемся и кипящем слое адсорбента частично устраняет эти недостатки, но требует высокопрочных промышленных сорбентов, разработка которых для большинства процессов еще не завершена.

Каталитические методы очистки газов основаны на реакциях в присутствии твердых катализаторов, т. е. на закономерностях гетерогенного катализа. Широко распространен способ каталитического окисления токсичных органических соединений и оксида углерода в составе отходящих газов с применением активных катализаторов, не требующих высокой температуры зажигания. В промышленности применяют также каталитическое восстановление и гидрирование токсичных примесей в выхлопных газах. На селективных катализаторах гидрируют СО до CH₄ и Н₂О, оксиды азота ? до N₂ и Н₂О. Применяют восстановление оксидов азота в элементарный азот на палладиевом или платиновом катализаторах. Каталитические методы получают все большее распространение благодаря глубокой очистке газов от токсичных примесей (до 99,9%) при сравнительно невысоких температурах и обычном давлении, а также при весьма малых начальных концентрациях примесей. Каталитические методы позволяют утилизировать реакционную теплоту, т.е. создавать энерготехнологические системы. Установки каталитической очистки просты в эксплуатации и малогабаритны. Недостаток многих процессов каталитической очистки ? образование новых веществ, которые подлежат удалению из газа другими методами (абсорбция, адсорбция), что усложняет установку и снижает общий экономический эффект [8].

Термические методы обезвреживания газовых выбросов применимы при высокой концентрации горючих органических загрязнителей или оксида углерода. Простейший метод ? факельное сжигание возможен, когда концентрация горючих загрязнителей близка к нижнему пределу воспламенения. В этом случае примеси служат топливом, температура процесса 750-900 °С и теплоту горения примесей можно утилизировать. Когда концентрация горючих примесей меньше нижнего предела воспламенения, то необходимо подводить некоторое количество теплоты извне.

Для полноценной очистки газовых выбросов целесообразны комбинированные методы, в которых применяется оптимальное для каждого конкретного случая сочетание грубой, средней и тонкой очистки газов и паров. На первых стадиях, когда содержание токсичной примеси велико, более подходят абсорбционные методы, а для доочистки ? адсорбционные или каталитические методы [9].



Заключение

В курсовой работе был рассмотрен процесс производства этилбензола алкилированием в присутствии хлорида алюминия; описаны физико-химические основы процесса производства этилбензола; дано описание технологического процесса производства этилбензола; представлена технологическая схема процесса производства этилбензола; рассчитан материальный и тепловой балансы процесса производства этилбензола алкилированием в присутствии хлорида алюминия; расчитан основной аппарат процесса производства этилбензола; описаны вредные вещества, которые выделяются в ходе процесса производства этилбензола и методы очистки газовых выбросов.

Список использованных источников

1. Днепровский, А. С. Теоретические основы органической химии [Текст] / А. С. Днепровский, Т. И. Темнекова - М. : Химия, 2001. ? 601 с.

2. Протасов, В. Ф. Экология, здоровье и охрана окружающей среды в России [Текст] / В. Ф. Протасов ? М. : Финансы и статистика, 2001. ? 672 с.

3. Орлов, Д. С. Экология и охрана биосферы при химическом загрязнении [Текст] / Д. С. Орлов, Л. К. Садовников, И. Н. Лозановская ? М. : Высш. шк., 2002. ? 325 с.

4. Родионов, А. И. Защита биосферы от промышленных выбросов. Основы проектирования технологических процессов [Текст] / А. И. Родионов, Ю. П. Кузнецов, Г. С. Соловьев. ? М. : Химия, КолосС, 2007. ? 392 с.

5. Тимофеев, В. С. Принципы технологии основного органического и нефтехимического синтеза [Текст] : учеб пособие для вузов / В. С. Тимофеев, Л. А. Серафимов. ? М. : Высш. шк., 2003. ? 536с.

6. Филимонова, О. Н. Технологические расчеты производственных процессов [Текст] : учеб пособие / О.Н. Филимонова, М. В. Енютина. - Воро-неж : ВГУИТ, 2012. ? 116 с.

7. Дикань, В. Л., Дейнека, Л. А., Михайлов, И. Д. Основы экологии и природопользования [Текст] : учеб пособие / В. Л. Дикарь, А. Г. Дейнека, И. Д. Михайлив. ? М. : ООО «Олант», 2002. ? 384 с.

8. Власенко, В. М. Каталитическая очистка газов [Текст] / В. М. Вла-сенко. ? М. : Техника, 2008. ? 199 с.

9. Семенова, Т. А., Лейтес, И. Л. Очистка технологических газов [Текст] / Т. А. Семенова, И. Л. Лейтес. ? М. : Химия, 2009. ? 488 с.

Размещено на Allbest.ru