123958 (Производство циклогексана из бензола), страница 4

Схема потоков процесса получения циклогексана

Рис. 2.2.

1 — бензол; 2 — азотоводородная смесь; 3 — циркуляционный газ; 4—7 — газовая смесь; S — продувочные газы; 9, 10, 12 — циклогексан; 11— танковые газы; 13 — готовый продукт; 14 — конденсат; 15 — водяной пар;

ИП1—испаритель бензола; ATI — подогреватель; РТ1, РТ2 — реакторы; ХК1—ХКЗ — холодильники-конденсаторы; С1, С2 — сепараторы; Е1 —сборник циклогексана

Исходные данные:

• годовая производительность по циклогексану 65000 т;

• годовой фонд рабочего времени 8400 ч;

• состав технического бензола (w, %): С6Н6 — 99,91; С6Н5СНз -0,03; С6Н11СНз —0,03; С5Н9СН3 — 0,02; C7H16 —0,01;

• потери циклогексана с продувочными и танковыми газами 0,2%;

• объемное отношение компонентов на входе в реактор первой ступени Н2: N2: С6Н6=5,5 : 2,5 : 1,0;

• степень конверсии бензола в циклогексан, %: в реакторе первой ступени (уточняется расчетом)—90—95; в реакторе второй ступени •— 100;

• температура в зоне катализа реактора первой ступени 180°С;

• давление в реакторе первой ступени 1,9 МПа;

• температура конденсации 35 °С; давление в сепараторе С1 1,7 МПа.

2.5.1 Состав газовой смеси на входе в реактор первой ступени

Часовая производительность по циклогексану с учетом 0,2% потерь: (65000-1000/8400) * 1,002=7753,6 кг/ч или 7753,6-22,4/84 = 2067,6 м³/ч.

По уравнению реакции

С6Н6+ЗН2 ↔ С6Н12

расходуется:

бензола: 2067,6 м³/ч или 7199,7 кг/ч;

водорода: 3*2067,6 =6202,8 м³/ч или 553,8 кг/ч.

Расход технического бензола:

7199,7*100/99,91=7206,6 кг/ч.

Рассчитаем состав технического бензола по компонентам (поток 1):

В соответствии с заданным объемным отношением компонентов в реактор первой ступени подают:

водорода: 2067,6*5,5=11371,8 м³/ч;

азота: 2067,6*2,5 = 5169,0 м³/ч;

остается водорода в циркуляционном газе после реактора второй ступени:

11371,8 – 6202,8=5169 м³/ч;

выходит после реактора первой ступени азотоводородной смеси:

5169+5169=10338 м³/ч

Определяем объемную долю циклогексана в циркуляционном газе с учетом частичной конденсации циклогексана из газовой смеси. Давление насыщенного пара циклогексана при 35°С составляет рп=20,4*10³ Па /8/. При давлении газовой смеси в сепараторе рсм=17*10³ Па объемная доля циклогексана в циркуляционном газе:

φ=(рп/рсм)*100= [20,4*10³/(17,0*10)]*100=1,2%.

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

10338*1,2/(100,0—1,2) = 125,6 м³/ч или 471,0 кг/ч.

Состав газовой смеси на входе в реактор первой ступени определяем, суммируя количество компонентов в потоке 1 и рассчитанные количества циклогексана, водорода и азота. Примеси, содержащиеся в техническом бензоле:

0,57+0,53+0,41+0,17=1,68 м³/ч или 2,33+2,33+1,55 + + 0,77=6,98 кг/ч

Состав газовой смеси на входе в реактор первой ступени (поток 4):

Принимают, что степень конверсии бензола в реакторе первой ступени равна 0,93, следовательно, реагирует:

бензола: 2067,6*0,93=1922,9 м³/ч;

водорода: 1922,9*3=5768,7 м³/ч.

образуется циклогексана: 1922,9 м³/ч.

Рассчитываем состав газовой смеси на выходе из реактора первой ступени (поток 5):

V, м³/ч φ, %

С6Н6 2067,6-1922,9=144,7 1,12

С6Н12 125,6+1922,9=2048,5 15,80

Н2 11371,8-5768,7=5603,1 43,21

N2 5169 39,86

п римеси 1,68 0,01

∑ 12966,98 100,00

2.5.2 Уточнение степени конверсии бензола в циклогексан

С целью, уточнения степени конверсии рассчитывают константу равновесия реакции получения циклогексана.

Определяем константу равновесия Кр при температуре Т=180+ +273=453 К по эмпирической формуле /8/:

lg Кр = 9590/Т—9,9194 Ig Т + 0,002285Т+8,565,

lgКp = 4,4232, Кp = 26 500.

Определяем константу равновесия реакции по значениям парциальных давлений компонентов. Парциальные давления (в МПа) рассчитывают по формуле /8/:

Рс6н6 = 0,02128; Рс6н12 = 0,30020; Рн2 = 0,82099.

Кр = Рс6Н6/(рс6н6Р3н2) =0,30020*1000/(0,02128*0,82099³) =25 493,

где 1000 — коэффициент (учитывает различие в единицах измерения давления: в эмпирической формуле для расчета Кр коэффициенты уравнения определены по значениям давлений, выраженных в атмосферах).

Сравниваем значения Кр, рассчитанные по значениям парциальных давлений компонентов и по эмпирической формуле. Так как 25493<26 500, то принятая степень конверсии бензола 0,93 занижена.

Принимаем степень конверсии бензола 0,932, тогда в реакторе первой ступени расходуется:

бензола: 2067,6*0,932=1927 м'/ч;

водорода: 3*1927=5781 м³/ч;

образуется циклогексана: 1927 м³/ч.

2.5.3 Определение изменения состава газа в реакторах первой и второй ступени

Уточним состав газовой смеси на выходе из реактора первой ступени (поток 5):

Рассчитываем парциальные давления компонентов (в МПа): РС6Н6= 0,020615; PC6H12 = 0,301055; Рн2= 0,819983.

Константа равновесия:

Кр= [0,301055/(0,020615*0,8199833)] *1000=26 488.

Полученное значение константы равновесия практически совпадает с рассчитанным по эмпирической формуле (Кр=26500).

В реакторе второй ступени реагирует 140,6 м³/ч бензола, расходуется 3*140,6=421,8 м³/ч водорода и образуется 140,6 м³/ч циклогексана; остается 5590,8-421,8=5169 м³/ч водорода.

Количество циклогексана на выходе из реактора второй ступени:

2052,6+140,6=2193,2 м³/ч

Количество газовой смеси на выходе из реактора второй ступени (поток 6):

2193,2+5169+5169+1,68=12532,88 м³/ч

Потери циклогексана с продувочными и танковыми газами составляют 0,2% или 2067,6*0,002=4,13 м³/ч; возвращается в реактор первой ступени 125,6 м³/ч циклогексана.

Количество циклогексана, конденсирующегося в сепараторе С1:

2193,2-4,13-125,6=2063,5 м³/ч или 7738,0 кг/ч.

Растворимость компонентов газа в циклогексане при температуре 35°С и давлении 10 Па: H2—0,120 m³/t, N2 — 0,250 m³/t. В циклогексане при давлении 17,0*105 Па растворяется:

водорода: 0,120*17,0*7,738=15,78 м³/ч или 1,41 кг/ч;

азота: 0,250*17,0*7,738 = 32,88 м³/ч или 41,1 кг/ч.

Всего из сепаратора С1 выходит жидкой фазы (поток 9):

2052,6+15,78+32,88+1,41=2102,7 м³/ч или 7746,6 кг/ч.

Рассчитывают состав газовой смеси после сепаратора С1 (поток 7):

V, м³/ч φ, %

С6Н12 2193,2-2052,6=140,6 1,35

Н2 5169-15,78=5153,2 49,41

N2 5169-32,88=5136,1 49,24

∑ 10429,9 100,00

2.5.4 Состав продувочных газов, циркуляционного газа, расход свежего газа

По составу потока 7 рассчитывают состав продувочных газов (поток 8):

V, м³/ч

С6Н12 4,13

Н2 4,13*49,41/1,35=151,2

N 2 4,13*49,24/1,35=150,6

∑ 301,8

Определяем состав циркуляционного газа (поток 3):

V, м³/ч

С6Н12 125,6

Н2 5153,2-151,2=5002

N2 5136,1-150,6=4985,5

∑ 10113,1

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 (поток 2):

V, м³/ч

Н2 6202,8+151,2+15,78=6369,78

N2 32,88+150,6=183,48

∑ 6553,3 м³/ч

Продувочные газы охлаждаются в холодильнике-конденсаторе ХК2 при температуре 10 °С. Парциальное давление паров циклогексана при этой температуре равно 6,33*10³ Па /8/, объемная доля циклогексана в газе после холодильника-конденсатора составляет:

[6,33*10³/(17,0*105)] *100 = 0,37%.

Количество водорода и азота в продувочных газах:

301,8-4,13=297,7 м³/ч.

Количество циклогексана в продувочных газах после холодильника-конденсатора ХК2 и сепаратора С2:

297,7*0,37/(100,00—0,37) = 1,11 м³/ч или 4,125 кг/ч.

Количество циклогексана, поступающего из сепаратора С2 в сборник Е1 (поток 10):

4,13—1,11=3,02 м³/ч или 11,32 кг/ч.

Сбрасывают на факел газа (из сепаратора С2):

297,7+ 1,11 = 298,8 м'/ч.

Растворенные в циклогексане азот и водород отделяются при дросселировании газа до давления 2,0*10^Па. Образуются танковые газы, объемная доля циклогексана в которых составляет:

[20,4-10³/(2,0-10)]*100=10,20 %

Количество циклогексана в танковых газах рассчитываем так же, как его количество в продувочных газах:

(15,8+ 32,9)*10,20/(100,00—10,20) =5,6 м³/ч или 21,0 кг/ч,

где 15,8 и 32,9 - количество водорода и азота, растворенных в циклогексане, м³/ч.

Количество танковых газов (поток 11):

15,8+32,9+5,6=54,3 м³/ч.

Общие потери циклогексана составляют 7753,6*0,002=15,5 кг/ч, потери с продувочными газами — 4,125 кг/ч, следовательно, с газами дросселирования после их охлаждения в холодильнике-конденсаторе ХКЗ теряется:

15,5-4,125=11,4 кг/ч или 3,04 м³/ч.

Возвращается в сборник Е1 (поток 12):

21,0-11,4=9,6 кг/ч или 5,6-3,04 = 2,56 м³/ч.

Сбрасывают в атмосферу после холодильника-конденсатора ХКЗ:

54,3-2,56=51,74 м³/ч.

Сбрасывают газа на факел:

298,8+ 51,7 = 350,5 м³/ч.

2.5.5 Расчет основных расходных коэффициентов

Расходные коэффициенты рассчитывают по данным таблицы.

Расходные коэффициенты:

по техническому бензолу: 7206,6/7738,0=0,931 кг/кг;

по азотоводородной смеси: 6553,3/7,738=847 м³/т

2.5.6 Составление материального баланса получения циклогексана

ЗАКЛЮЧЕНИЕ

В курсовом проекте рассмотрена технология производства циклогексана из бензола.

Во введении рассмотрены свойства циклогексана и его применение.

В аналитическом обзоре произведен обзор катализаторов и аппаратурное оформление процесса получения циклогексана. Анализ способов производства и выбор оптимального.

Технологическая часть включает в себя описание химизма процесса, характеристику сырья, подробное описание технологической схемы. Также рассмотрено влияние температуры на процесс получения циклогексана.

Рассчитан и составлен материальный баланс получения циклогексана гидрированием бензола. В итоге выполнения технико-технологических расчетов получены следующие результаты:

На входе: бензол технический 7206,7 кг/ч

азотоводородная смесь 798,1 кг/ч

циркуляционный газ 7149,5 кг/ч

Всего 15154,2 кг/ч

На выходе: циклогексан технический 7745,0 кг/ч

продувочные газы 206,0 кг/ч

танковые газы 53,8 кг/ч

циркуляционный газ 7149,5 кг/ч

Всего 15154,2 кг/ч

Получены следующие расходные коэффициенты:

по техническому бензолу: 0,931 кг/кг;

по азотоводородной смеси: 847 м³/т

СПИСОК ИСПОЛЬЗОВАННЫХ ИСТОЧНИКОВ

1. Производство капролактама. Под ред. В.И.Овчинникова и В.Р.Ручинского – М.: Химия, 1977. – 264 с.

2. Справочник нефтехимика./ С.К. Огородников. В 2-х т. – Л.: Химия, 1978.

3. Бардик Л.Д., Леффлер У.Л. Нефтехимия./ Пер. с англ. – М.:»ЗАО «Олимп - Бизнес», 2003. – 416 с.

4. Патент РФ 2196123 (1996).

5. Любарский Г.Д., Снаговский Ю.С., Хим. пром., 1964, №9, с. 643-649.

6. Проскурнин А.М. и др., Хим. пром., 1972, №9, с. 663-665.

7. Лебедев Н.Н. Химия и технология основного органического и нефтехимического синтеза. – М.: Химия, 1975.

8. Гутник С.П., Сосонко В.Е., Гутман В.Д. Расчеты по технологии органического синтеза. – М.: Химия, 1988.