39874

Усовершенствование технологии получения глицерина производительностью 40000 т/год

Дипломная

Производство и промышленные технологии

В разделе Автоматизация для контроля выбраны параметры которые позволяют наиболее полно и своевременно контролировать и регулировать ход процесса. Это позволило ориентировать нефтигазопереработку на обеспечение народного хозяйства не только топливом маслами и другими товарными продуктами но и дешёвым сырьём для химической и нефтехимической отраслей промышленности производящих различные синтетические продукты: пластические массы синтетические каучуки химические волокна спирты синтетические масла и др. Позже в 1913 году немецким ученым...

Русский

2013-10-10

647 KB

21 чел.

РЕФЕРАТ

на дипломный проект по теме: «Усовершенствование технологии получения глицерина»  производительностью 40000 т/год / студентки гр, ТСВ - 96 - 31 Арсланова Райля Гаязовна.

Пояснительная записка страниц     ,таблиц    библиографических ссылок  . Графическая часть: технологических схем  , рисунков  , таблиц  .

ЛИТЕРАТУРА, ОБЗОР, ВЫБОР, ТЕХНОЛОГИЯ, МЕТОД ПРОИЗВОДСТВА ХЛОРИРОВАНИЕ, ПРОПИЛЕН, МОР, АНАЛИЗ, ОТДЕЛЕНИЕ, МОЩНОСТЬ, ГИДРОЛИЗ, БЕЗОПАСНОСТЬ, ЭКОЛОГИЧНОСТЬ, АВТОМАТИЗАЦИЯ, ЭКОНОМИЧЕСКИЙ ЭФФЕКТ, ВЫВОД, ИСТОЧНИК

В дипломной работе разработан проект производства синтетического глицерина.

Расчеты технологические теплотехнические произведены в разделе "Технологическая часть", рассчитан материальный и тепловой баланс узла гидролиза.

В разделе " Технологическая часть " рассчитан реактор: обечайка аппарата, днище, определен вес аппарата, выбрано вспомогательное оборудование.

В разделе " Автоматизация" для контроля выбраны параметры, которые позволяют наиболее полно и своевременно контролировать и регулировать ход процесса. В разделе "Техника безопасности" приведена характеристика вредных веществ, производства глицерина, классификация по взрыво-пожаро-электробезопасности помещений, рассчитаны системы отопления, водоснабжения и канализации, вентиляции, дана характеристика отходов производства, влияние выбросов и отходов на окружающую среду.

ВВЕДЕНИЕ

Промышленность основного органического синтеза и нефтехимического синтеза является одной из важнейших отраслей химического производства. Органический синтез - получение более сложных веществ из менее сложных - возник в середине XIX века и за свою сравнительно короткую историю достиг колоссального развития. Этому способствовали общие успехи химической науки, открытие новых органических реакций и установление физико-химических закономерностей их протекания, а также получение многочисленных соединений, обладающих ценными свойствами [2].

Первое время промышленность органической химии базировалась только на продуктах переработки растительного и животного сырья (древесины, зерна, картофеля, жиров). Они используются и до настоящего времени, однако их роль непрерывно снижается ввиду ограниченных природных и производственных ресурсов и вследствие того, что часть этого сырья имеет пищевое применение. Поставлена задача всемерной замены продуктов, полученных из пищевого и другого ценного природного сырья, синтетическими.

Чтобы увеличить глубину переработки нефти, необходимо повысить долю вторичных процессов, разработать и внедрить более эффективные катализаторы и эффективное оборудование.

Современные нефте- и газоперерабатывающее предприятие представляет собой комплекс мощных установок первичной переработки нефти и газа. Значительное расширение ассортимента нефтепродуктов и дальнейшее повышение требований к их качеству в связи с интенсивным развитием техники обусловили необходимость использования широкой гаммы процессов химической переработки нефти и газа; имеются ввиду такие процессы, как ректификация абсорбация, экстракция, сушка и др., а такие различные химические и каталитические процессы; пиролиз,каталитический , крекинг, риформинг и др. Это позволило ориентировать нефти-газопереработку на обеспечение народного хозяйства не только топливом, маслами и другими товарными продуктами, но и дешёвым сырьём для химической и нефтехимической отраслей промышленности, производящих различные синтетические продукты: пластические массы, синтетические каучуки, химические волокна, спирты, синтетические масла и др.

Совокупность всех этих факторов приобретает особое значение для дальнейшего развития промышленности основного органического и нефтехимического синтеза.

Особое внимание наращиванию мощностей и разработке новых способов получения продуктов. Так одним из таких продуктов является синтетический глицерин, который находит широкое применение в лакокрасочной промышленности, медицине, в среднем машиностроении и т.д.

Целью данного проекта является реконструкция производства синтетического глицерина, направленная на увеличение выпуска данного продукта.

1. ЛИТЕРАТУРНЫЙ ОБЗОР

Глицерин является одним из тех немногих продуктов, применение которых чрезвычайно разнообразно. Насчитывается, например, около 2000 веществ, при изготовлении которых используется глицерин [9].

Основная область применения глицерина - производство алкидных смол, до 18,9 % глицерина используется при изготовлении целлофана, парфюмерных средств и фармацевтических препаратов; 15 % расходуется для увлажнения и смягчения табачных изделий; 9,4 % потребляется пищевой промышленностью и около 6 % - промышленностью взрывчатых веществ. В последнее время глицерин стали применять в производстве полимеров, например, в качестве среды при полимеризации акриламида и некоторых других мономеров. На базе полиэфиров глицерина развивается производство жестких полиуретановых пенопластов [11].

Благодаря сравнительно высокой температуре кипения глицерин может применяться в качестве жидкого теплоносителя при температуре 170-180 С°; его вводят также в состав антифризов. Потребность глицерина в химической, текстильной и других отраслях промышленности, а также для получения взрывчатых веществ значительно превышает производство его при мыловарении и расщеплении жиров.

Производство жирового глицерина не может обеспечить возрастающей потребности его не только потому, что оно не достаточно, но и потому, что в связи с развитием промышленности синтетических моющих веществ из минерального сырья мыловарение будет сокращаться. Недостаточность этой сырьевой базы и использование жиров и масел как пищевого сырья, а также увеличение потребности в глицерине заставило искать пути синтеза этого ценного продукта [2].

Первые синтезы глицерина из углеводородов [2] были осуществлены Бертло в 1854 году и Вюрцем в 1857 году. Позже, в 1913 году немецким ученым Гейнеманом, предпринимались попытки синтезировать глицерин путем омыления 1,2,3-трихлорпропана, получаемого прямым хлорированием пропилена:

    C12                H2O

СН2=СН-СН3CH2CI-CHCI-CH2CI → СН2ОН-СНОН-СН2ОН  (1.1)

Однако при прямом хлорировании пропилена образуются не только 1,2,3-трихлорпропан, но и значительное количество других хлорпроизводных пропана. Кроме того, I,2,3-трихлорпропан омыляется весьма медленно. Вследствие низкого выхода глицерина описанный метод не получил промышленного развития.

В 1941 году американский ученый Вильяме [2] разработал метод получения глицерина из пропилена через хлористый аллил и аллиловый спирт, при высоких температурах. Метод Вильямса детально был   изучен советскими исследователями и состоял из четырех стадий:

                           C12                             NaOH                            HOC1

СН2-СН-СН3  CH2 = CH-CH2CICH2=CH-CH2OH

СН2CI-СНОН-СН2ОН          NaOH

                                                         СН2 ОН-СНОН-СН2 ОН           (1.2)

CH2OH-CHCI-CH2OH

Благодаря высокому выходу и качеству глицерина, получаемого этим методом, появилась возможность производства синтетического глицерина в крупных промышленных масштабах.

До 1948 года глицерин в промышленности получали только как вторичный продукт при производстве мыла из натуральных жиров и масел. При этом на I т "жирового" глицерина расходовалось 8-12 т жиров в зависимости от их качества [10].

Первый завод по производству синтетического глицерина был построен в 1948 году в Хьюстоне (США, штат Техас) фирмой "Шелл" [11]. Поскольку в то время ощущался острый дефицит глицерина, этот первый метод, несмотря на ряд очень существенных недостатков, быстро получил широкое распространение во всем мире.

Процесс включает следующие стадии: хлорирование пропилена при температуре 500-5IOC0 (выход колеблется в расчете на хлор 80-85%), обработку хлористого аллила хлорноватистой кислотой в разбавленных водных растворах, омыление дихлоргидринов глицерина в эпихлоргидрин и превращение эпихлоргидрина в глицерин в присутствии водных растворов едкого натра, соды или их смесей при температуре 90 -200 С° и повышенном давлении.

Основными недостатками процесса являются: необходимость тщательной осушки и очистки пропилена (свежего и рециркулируемого) во избежание коррозии и образования побочных продуктов в результате хлорирования (побочных) примесей; высокая температура и агрессивность среды на 1-ой стадии, что обуславливает необходимость применять для изготовления оборудования специальные материалы; упаривание и дистилляция глицериновых растворов, содержащих большие количества хлористых солей. Так как синтез глицерина протекает через стадии образования промежуточных хлорпроизводных пропилена, расход хлора на I тонну целевого продукта превышает 2,5 т.

Несомненное достоинство хлорного метода - возможность получения эпихлоргидрина, являющегося уникальным сырьем для синтеза эпоксидов и особенно эпоксидных смол.

Начиная с 1959 года фирма "Шелл" стала выпускать глицерин, при производстве которого совершенно исключено применение хлора. Безхлорный процесс, осуществленный на заводе в НОРКО (США), состоит из следующих технологических стадий [13].

Неполного окисления пропилена в акролеин над медными катали -заторами при температуре 300-400 С° и давлении 1- 10 атм; восстановления акролеина в аллиловый спирт, донорами водорода - первичными или вторичными алифатическими спиртами (процесс ведут в газовой фазе над магний-цинковыми катализаторами при температуре 350-4500° и нормальном давлении или в жидкой фазе); гидроксидирования аллилового спирта перекисью водорода в присутствии сульфокислот или вольфрамовой кислоты при 50-100 С°; получения перекиси водорода каталитическим окислением изопропилового спирта воздухом при 100 -105 С°.

При получении глицерина через акролеин отсутствуют неиспользуемые отходы производства, не образуются сточные воды, незначительно потребление вспомогательных материалов. Однако реализация процесса связана с техническими затруднениями, обусловленными сильной токсичностью акролеина, легкой полимеризуемостью его концентрированных водных растворов, сложной технологией второй стадии. Кроме того, глицерин содержит, хотя и в небольших количествах, органические кислоты, сложные эфиры, полиглицерины.

В последнее время в промышленности все большее применение стали находить способы производства глицерина, основанные на использовании в качестве исходного сырья окиси пропилена, Первый завод по получению глицерина из окиси пропилена построен в 1961 году американской фирмой "Олин Матисон" в Бранденбурге [14].

Окись пропилена изомеризует в аллиловый спирт в газовой фазе при температуре 260-300 С° над основным трилитийфосфатным катализатором. Аллиловый спирт подвергают гипохлорированию, а полученный монохлоргидрин глицерина гидролизуют в глицерин с помощью карбоната натрия. Последующие стадии выделения и очистки глицерина сходны с аналогичными стадиями хлорного процесса (рис.1).

Получение глицерина из аллилового спирта имеет недостатки аналогичные недостаткам хлорного метода: большой и непроизводительный расход хлора, наличие загрязненных солями сточных вод. В технологическом отношении он проще хлорного - отсутствует стадия высокотемпературного хлорирования пропилена в хлористый аллил.

Наиболее перспективными следует признать синтезы глицерина из окиси пропилена через промежуточные стадии получения аллилового спирта и глицидола. Такая схема принята в современных строящихся производствах.

Американская фирма "Фуд Маченери Корп." [15] пустила в Байпорте завод по производству синтетического глицерина новым методом мощностью 18 тыс.т/год. Исходным сырьем служат окись пропилена и ацетальдегид. Процесс включает следующие технологические стадии (рисунок 2): каталитическую изомеризацию окиси пропилена в аллиловый спирт, окисление ацетальдегида воздухом в надуксусную кислоту, эпоксидирование аллилового спирта надуксусной кислотой в глицидол и гидролиз глицидола в глицерин.

Впервые для получения синтетического глицерина в промышленности была применена надуксусная кислота. Изомеризацию осуществляют, пропуская окись пропилена при 225-350°С через суспензию тонкодисперсного литийфосфатного катализатора в инертной жидкости под давлением 1-75 атм. НИИССом разработан 2-х стадийный процесс получения синтетического' глицерина из окиси пропилена и перекиси водорода через промежуточные стадии образования аллилового спирта и глицидола (рисунок 3) [16].

На первой стадии окись пропилена изомеризуеют в аллиловый спирт в газовой фазе над литийфосфатным катализатором, разбавленным на 30-50 % тальком, асбестом.

На второй стадии аллиловый спирт в присутствии катализатора -нерастворимой соли вольфрамовой кислоты - эпоксидируют перекисью водорода в глицидол, гидратируют в глицерин [16],  [17].  Реакцию эпоксидирования осуществляют при температуре 50-70 °С и нормальном давлении.

Гидратация глицидола в глицерин протекает при 100°С в присутствии катализатора - серной кислоты, карбоната натрия. Выход дистиллированного глицерина составляет 82,5%. Получаемый продукт характеризуется высоким качеством.

К достоинствам метода следует отнести его гибкость: на том же катализаторе при незначительных изменениях технологического режима в качестве целевого продукта можно получить глицидол. На его основе могут быть получены лаки, краски, пластификаторы, синтетические волокна. Разработанный в НИИССе процесс проверен на опытном заводе. Технических трудностей при реализации процесса не предвидится. Нет необходимости применять высокие давления и температуры, отсутствует сточные воды и неиспользуемые отходы, не содержат минеральных солей. Для производства глицерина этим методом пригодна перекись водорода, получаемая любым из известных способов: электрохимическим или окислением изопропилового спирта.

Широкое распространение способа производства синтетического глицерина из окиси пропилена сдерживалось из-за отсутствия бесхлорных и простых методов получения окиси пропилена. До недавнего времени единственным промышленным способом окиси пропилена был хлоргидрицный. Существенным недостатком способа является значительный расход хлора и извести.

Производство синтетического глицерина гидролизом эпихлоргидрина посредством карбоната натрия является окончательной стадией в цикле:

Хлористого аллила, посредством замещающего хлорирования пропилена

                                                       С12

СН2=СН-СН3   → СН2 =СН-СН2С1  (1.3)

Эпихлоргидрина, посредством дегидрохлорирования дихлорпропанолов, полученных в свою очередь, гипохлорированием хлористого аллила

                                                    NaOH

СH2=CH-CH2CI  → CH2CI-CHOH-CH2CI   (1.4)

CH2CI-CHOH-CH2CI → CH2CI-CH-CH2                   (1.5)

           О

Глицерина, посредством гидролиза эпихлоргидрина

                                     Na2CO3

CH2CI-CH2 +                     СН2ОН-СНОН-CН2ОН  (1.6)

                                                H2O

Среди способов, позволяющих получать глицерин исходя из эпихлоргидрина, был выбран гидролиз при помощи карбоната натрия. Гидролиз водным раствором соды дает лучшие результаты и, несмотря на необходимость применения вакуума и температуры 100°С, имеет определенные преимущества [2].

Способ получения глицерина хлорным методом на Стерлитамакском производственном объединении "Каустик" имеет и то преимущество, что эпихлоргидрин имеет самостоятельное значение и не приходится специально организовывать его производство.

Глицерин этим способом получается отличного качества и с выcокими выходами. По указанным причинам в промышленности получил применение именно этот метод.

Воздействие карбоната натрия на эпихлоргидрин может быть представлена следующим уравнением:

2СН2 С1-СН-СН2 + Na2С03 + 3 Н2 0— 2 СН2 ОН - СНОН-СН2ОН + 2 NaC1 + СО2

                    O

Эта реакция может рассматриваться как сумма следующих промежуточных реакций :

-гидратация эпихлоргидрина в I-хлорпропандиол

       - ОН

СН2-СН-СН2   + Н20 → СН2 -СН -СН2    (1.7)

                   С1       О                          CI   ОН  ОН

- дегидрохлорирование хлорпропандиола в элокси-З-пропанол или глицидол'

СН2 -СН-СН  → СН2 -СН-СН2 +НС1   (1.8)

                                          С1    ОН  ОН       О         ОН

-гидратация глицидола в глицерин,:

СН2 -СН-СН2 → СН2 -СН-СН2           (1.9)

                                                  О       ОН       ОН    ОН  ОН

Реакция гидролиза начинается с атаки не атома хлора, а более реакционноспособного окиснога атома.

Образование глицерина сопровождается вторичными реакциями, происходящими, главным образом, от конденсации двух или нескольких молекул глицерина. В основном происходит образование диглицеринов, т.е. простые эфиры глицерина, которые называют часто полиглицеринами [2].

СН2ОН-СНОН-СН2ОН + СН2ОН-СНОН-СН2ОН →

СН2-СН-СН2-0-СН2 -СН-СН2

ОН  ОН                      ОН  ОН

СН2 -СН-СН2 + СН2 -СН -СН2 

С1   ОН   ОН      ОН   ОН   ОН

СН2 -СН-СН2 + СН2 -СН -СН2 

    О        ОН      ОН   ОН   ОН

Селективность реакции в направлении образования глицерина зависит от мольного соотношения эпихлоргидрина и воды, или, иначе, от концентрации получаемого водного раствора глицерина. Для достижения полноты реакции гидролиз осуществляется в пяти последовательно расположенных реакторах непрерывно.

2. ТЕХНОЛОГИЧЕСКАЯ ЧАСТЬ

2.1. Выбор и обоснование метода производства

Выбор производства синтетического глицерина хлорным методом на Стерлитамакском ПО "Каустик" был обоснован следующим:

I. Наличие дешевого сырья для производства хлора на основе залежей поваренной соли Ишимбайского месторождения, что позволило построить два крупных хлорных производства.

2. Наличие нефтяного сырья для получения пропилена на Салаватском  нефтеперерабатывающем комбинате, находящегося в 30 км от г.Стерлитамака.

3. Наличие в городе Стерлитамаке ПО "Сода", являющегося поставщиком кальцинированной соды.

4. Соляная кислота и каустическая сода вырабатываются на ПО "Каустик".

Кроме того, в городе есть ТЭЦ, запасы воды имеются в достаточном количестве.

Как видно из раздела «Литературный обзор» существует несколько методов получения синтетического глицерина, однако многие из них имеют ряд недостатков. Выбранный метод получения синтетического глицерина, также имеет ряд недостатков, но близость расположения ПО "Каустик" к сырью, является более экономическим для получения глицерина по этому методу. С каждым годом спрос на синтетический глицерин возрастает.

Данный проект направлен на увеличение производительности существующего производства синтетического глицерина на Стерлитамакском ПО "Каустик" до 40000 т/год

2.2. Предложение и рекомендации по реконструкции, интенсификации и

усовершенствованию технологии, аппаратурного оформления

действующего производства

По существующей схеме и на действующем оборудовании нет возможности увеличить выпуск синтетического глицерина потому как при увеличении расхода эпихлоргидрина соответственно происходит увеличение расхода кальцинированной соды и обессоленной воды на реактор поз. G-114

Полнота реакции зависит от нескольких причин:

- время реакции

- перемешивания реакционной смеси

- скорость реакции.

Для того, чтобы уменьшить время реакции, нужно увеличить скорость реакции, а скорость реакции зависит от перемешивания реакционной масс, и поверхности контакта на поверхности реакции. Поэтому для уменьшения времени реакции нужно увеличить эти два факта.

При увеличении производительности стадии гидролиза эпихлоргидрина в данном дипломном проекте предлагается дополнительно установить на реакторах поз. G-114, G-118, циркуляционные насосы большей производительности Q = 154,4 м3/ч, у существующих насосов Q = 85,5 м3/ч, тем самым увеличивается кратность циркуляции в два раза.

Для предотвращения потерь карбоната натрия и полноты проведения реакции гидролиза предлагается подавать часть эпихлоргидрина с общего потока в реактор поз. G-117.

Данные реконструкции позволят увеличить выпуск глицерина в 2 раза, понизить себестоимость продукта, уменьшить количество выбросов в атмосферу.

2.3. Описание технологии производства с учетом инженерно-технических решений по реконструкции, усовершенствованию и интенсификации действующего производства

2.3.1. Описание технологического процесса

Процесс получения синтетического глицерина состоит из следующих стадий::

- гидролиз эпихлоргидрина и нейтрализация глицеринового раствора;

- концентрированно глицеринового раствора;

- дистилляция концентрированного глицеринового раствора;

  •  очистка глицерина от примесей;

Вспомогательные процессы:

- узел приготовления растворов карбоната натрия;

- узел приготовления известкового молока.

В качестве гидролизующего реагента используется раствор кальцинированной соды. Основная реакция гидролиза может быть представлена следующим уравнением:

 2СН2-СН-СН2С1 + Na2CO3+ З Н20 —2CН2-СН-СН2 + 2 NaС1 + С02      (2.1)

0         ОН   ОН   ОН

В процессе гидролиза эпихлоргидрина в щелочной среде протекают побочные и промежуточные реакции:

Образование глицидола через монохлоргидрин:

СН2-СН-СН2С1 + Н20 — СН2-СН-СН2С1

O                 ОН  ОН

L – монохлоргидрин

2СН2-СН2С1 + Nа2С03—2СН2-СН-СН2 + №аС1 + СО + Н20   (2.2)

             ОН  ОН         ОН      O

     Глицидол

Образование полимеров

СH2-СН-СН2С1 + НОСН2-СН-СН2С1 + NaOH

    O                   ОН

СН2-СН-СН2-O-СН2-СН-СН2С1 + NaCl + Н2О     (2.3)

    O                   ОН     

CH2-СН-СН2-O-СН2-СН-СН2С1 + OHCH2-СН-СН2С1 + NaОН

    O                    ОН      ОН

CH2-СН-СН2-O-СH2-СН-СН2-O-СН2-СН-СН2С1 + NaС1 + Н20  (2.4)

     O         ОН      ОН

Образование соединения с эпоксигруппами по концам молекулы:

С1СН2-СН-СН2 + НОСН2-СН-СН2С1 — С1CH2-СН-СН2-O-СH2-СН-СН2С1 +

    О                 ОН    ОН         ОН

+ СlСН2-CH-СН2-O-СН2-СН-CH2Сl + 2NаОН →

       ОН     OH

→ СН2-СН-CH2-O-СН2СН-СН2 + 2NaCl + 2Н2О    (2.5)

 O       O

Качество глицерина зависит от различных факторов:

- качество эпихлоргидрида;

- продолжительности процесса;

- избытка, соды и её качества;

- концентрации глицерина в полученном растворе;

- степени перемешивания реакционной массы.

Для достижения полноты реакции гидролиз эпихлоргидрина раствором кальцинированной соды осуществляется в пяти последовательно расположенных реакторах (ступенях).

На первой ступени гидролизуется до 60% от поданного количества эпихлоргидрида. Это необходимо для уменьшения протекания побочных реакций и уменьшения объёма выделяющегося углекислого газа.

На второй ступени общее количество гидролизуемого эпихлоргидрина составит 80%.

На третьей ступени количество гидролизуемого эпихлоргидрина – 93%.

В реакторе четвертой ступени реакция гидролиза практически завершается. Реактор пятой ступени служит емкостью для выдерживания раствора при температуре кипения .На третьей и четвертой ступенях процесс гидролиза протекает с поглощением тепла. Избыточная сода в. растворе после гидролиза вызывает сильное пенообразование при концентрации глицеринового раствора. Этот избыток соды нейтрализуется соляной кислотой с дальнейшим отпариванием углекислого газа, для полного удаления которого рН раствора необходимо довести до 1,5.

Нейтрализация избытка соды протекает по реакции:

3СО3 + 2НС1 — 2NaCl + Н20 + СО2    (2.6)

После этого нейтрализация кислотности раствора и доведенного рН раствора до 10 осуществляется раствором каустической соды. Это необходимо для предотвращения побочных реакций в процессе концентрирования глицеринового раствора.

Нейтрализация кислотности протекает по реакции:

НСl + NaОН — NaСl + Н20     (2.7)

Концентрирование глицеринового раствора осуществляется на двухступенчатой выпарной установке. Первая ступень состоит из 2-х последовательно работающих выпарных аппаратов с противоточным направлением раствора и пара.

Вторичный пар из второго (по ходу продукта) аппарата используется для обогрева первого аппарата.

Разделение глицеринового раствора и соляной пульпы, выводимых из второго аппарата, осуществляется декантацией. Соляная пульпа из декантатора (отстойника) подается на центрифугу для выделения кристаллической соли.

Глицериновый раствор поступает в конечный выпарной аппарат (2-я ступень концентрирования).

Дистилляция упаренного глицеринового раствора осуществляется под глубоким вакуумом в присутствии острого пара с дробной конденсацией паров, отходящих сверху колонны.

Далее глицерин освобождается от легкокипящих примесей в ректификационной колонне, работающей под глубоким вакуумом, а затем проходит дополнительную очистку на активированном угле.

2.3.2. Стадия гидролиза эпихлоргидрина и нейтрализация глицеринового

раствора

Процесс гидролиза эпихлоргидрина осуществляется в двух параллельно работающих системах. Каждая система гидролиза состоит из пяти последовательно работающих реакторов (ступеней). Реактор представляет собой вертикальный пустотелый аппарат. Эпихлоргидрин - ректификат с массовой долей не менее 98,5% из пропарка (корпус 34а) насосом поз. Е-158 подается непрерывно по уровню в емкость поз.G-111, откуда насосом поз. G-151 подается на всас смесительного насоса поз. G-154.

Раствор карбоната натрия с массовой концентрацией 380-42Ог/л с установки приготовления раствора карбоната натрия насосом поз. G-553 непрерывно по уровню подается в емкость поз. G-113, откуда насосом поз. G-153 направляется на всас смесительных насосов поз. G-154, G-155, G-156.

Умягченная вода подается в абсорбера поз. G-181, где насыщается парами эпихлоргидрина и поступает в емкость поз. G-126, затем насосами поз. G-165 подается на всас смесительного насоса поз. G-154 для смешивания с эпихлоргидрином и раствором карбоната натрия.

Гидролиз эпихлоргидрина во всех пяти ступенях осуществляется при давлении 0-0,03 МПа и температуре в реакторе

I ступени поз. G-114 - 80-84°С.

II ступени поз. G-115 - 85-87°С.

III – IV ступени поз. G-116 - 95-97°С.

IV ступени поз. G-117 - 99-102°С.

На I и II ступенях гидролиза протекает с отводом тепла. Температура в реакторах поз. G-114 и G-115 поддерживается автоматически подачей оборотной воды в теплообменники поз. G-131, G-132 соответственно. Для разогрева раствора поступающего на гидролиз в период пуска в теплообменники поз. G-131, G-132 подается пар. Температура в реакторах поз. G-116 и G-117 регулируется автоматический  подачей пара в подогреватели поз. G-133, G-134 соответственно.

Переток реакционного раствора из одного реактора в другой осуществляется самотеком. Для полного опорожнения реакторов предусматривается насос поз. G-159. Пары, входящие из первых четырех реакторов поз. G-114, G-115, G-116, G-117, содержащие углекислый газ, эпихлоргидрин и воду поступают в абсорбер поз. G-181, охлаждаемый оборотной водой и орошаемый умягченной водой.

Углекислый газ из абсорбера поз. C-181 поступает в холодильник поз. G-137, охлаждаемый рассолом плюс 2 плюс 5°С и с температурой 15°С направляется в атмосферу.

При повышении температуры газа из холодильника поз. G-137 выше 45°С подается звуковая и световая сигнализация.

Отдувки реактора V ступени поз. G-118, в которых практически эпихлоргидрин не содержится, через барботер поз. G-125 направляется в атмосферу.

Выходящий из реактора поз. G-118 раствор глицерина поступает в емкость поз. G-119, откуда насосом поз. G-160 подается в емкость поз. G-122.

Соляная кислота с массовой долей 20% подается в емкость поз. G-120 из цеха № б. Подача соляной кислоты из емкости поз.G-120 в емкость поз. G-122 осуществляется автоматически по рН- раствора глицерина (рН - 1,5 - 2,5). Для отпаривания из раствора глицерина растворенного углекислого газа в емкость поз. G-122 подается острый пар.

Подкисленный глицериновый раствор из емкости поз. G-122 перетекает в емкость поз. G-123, где избыток соляной кислоты нейтрализуется едким натром и рН раствора глицерина доводится до 9 -10,5.

Нейтрализованный раствор из емкости поз. G-123 непрерывно откачивается насосом поз. G-163 в емкость G-124.

Отдувки с аппарата поз. G-122, содержащие хлористый водород и углекислый газ направляются в насадочный скруббер поз. G-182 и промываются оборотной водой и направляются в холодильник поз. G-137. Отдувки с аппарата поз. G-119 и G-123 направляются в барбатер поз. G-125, промываются оборотной водой и направляются в атмосферу. Сточные воды из аппарата поз. G-125, G-182 самотеком сливаются в яму сточных вод поз. F-113.

2.3.3. Отделение концентрирования глицеринового раствора

Нейтрализованный раствор после отделения гидролиза с массовой долей глицерина 20-25% из емкости поз. G-124 насосом поз. G-164 подается в сепаратор второго корпуса поз.К-112, где при остаточном давлении 0,02 МПа (75 мм рт.ст.) и температуре 50-75оС раствор упаривается до 20-30%. Сепаратор поз.К-112 представляет собой пустотелый аппарат в верхней части снабженный каплеотбойниками, которые предотвращают унос глицерина. Температура в сепараторе поз. К-112 поддерживается циркуляцией глицериновго раствора через подогреватель поз.К-112, обогреваемым вторичным паром I корпуса с помощью насоса поз.К-152.

Глицериновый раствор из сепаратора поз. К-112 откачивается насосем поз. К-154 в сепаратор II корпуса поз. К-111. Пары воды из сепаратора поз.К-112 поступают в конденсатор поз.К-134, охлаждаемый оборотной водой. Конденсат из аппарата поз. К-134 стекает в емкость поз. К-116, а не сконденсировавшиеся пары откачиваются системой эжекторов поз. К-171.

Образовавшиеся конденсат и воды из аппарата поз.К-171 сливаются в сточную яму поз.К-117, откуда насосом пвз.К-161 откачивается в сточную яму поз. Г-113. В сепаратор поз. К-119 маточные воды центрифуги поз. К-181.

В аппарате поз. К-111 при остаточном давлении (0,03 - 0,007) МПа (240-550 мм рт.ст.) и температуре не более 115оС раствор упаривается до 48-54%.

Концентрированный раствор из сепаратора поз. К-111 непрерывно откачивается насосом поз. К-155 в отстойник поз. К-114. В отстойнике поз.К-114 происходит разделение глицеринового раствора от соли.

Глицериновый раствор через переливной штуцер аппарата поз. К-114 поступает на вторую ступень концентрирования в сепаратор поз. К-113, где концентрирование раствора происходит при остаточном давлении 0,02 МПа (150 мм рт.ст.) и температуре не более 110оС, здесь раствор глицерина упаривается до 80%. Глицериновый раствор из сепаратора поз. К-11З откачивается насосом поз. К-156 в отстойник поз. К-115. Осветленный глицериновый раствор из отстойника поз.К-115 перетекает в емкость поз.К-120, а соляная пульпа стекает в отстойник поз.К-114, откуда поступает на центрифугу поз. К-181.

Для промывки соли в центрифугу поз.К-181 подается умягченная вода. Предельные значения расхода воды на центрифугу сигнализируются с помощью звуковой и световой сигнализации.

Поваренная соль после центрифуги поз. К-181 по течке осыпается в трубу, куда насосом поз. Н-12 из сатуратора Н-9 подается слабый раствор соли. Пульпа насосом поз. Н-3,4 из течки подается в сатуратор поз.Н-9. Полученный в сатураторе поз. Н-9 концентрированный раствор соли с массовой концентрацией 310 г/л насосом поз. Н-5,6 откачивается в цех № 9.

Для растворения соли в сатураторе подается грунтовая вода или конденсат. Конденсат с содержанием глицерина 1000 мг/л, из емкости поз. К-116 откачивается насосом поз. К-158 в яму сточных вод поз. F-113. Для аварийного освобождения сепараторов поз. К-111, К-112, К-113 имеются емкости поз.К-121, К-122.

По мере загрязнения трубок конденсаторов поз. К-134, К-135 накипью, предусмотрена возможная промывка трубной решетки конденсаторов раствором алюмохлоридов.

2.3.4. Отделение дистилляции глицерина

В отделении дистилляции имеются две технологические нитки. Концентрированный раствор глицерина с массовой долей 80% из емкости поз. К-120 насосом поз.К-160 подается на колонну поз. F-181. Предварительно раствор подогревается паром до 110°С в теплообменнике поз. F-131. Расход от насоса поз. К-160 в колонну поз.Р-181 автоматически регулируется. Колонна поз. F-181 снабжена встроенным подогревателем поз. F-145, барботером для ввода острого пара и тремя колпачковыми тарелками.

Дистилляция глицерина происходит при остаточном давлении 0,0013 МПа  (10 мм рт.ст.) и температуре 160-175°С. Вакуум в колонне F-181 создается системой эжекторов поз. F-171, F-172, температура поддерживается подачей пара высокого давления в подогреватель поз. F-145, расход которого регулируется автоматически. В качестве острого пара используется пар давлением 0,05 МПа, перегретый до 180°С.

Пары глицерина и воды из колонны поз. F-181 с температурой 140°С поступают на конденсацию в конденсатор поз. F-135. Конденсация в конденсаторе поз. F-133 идет при температуре 130°С за счет испарения парового конденсата. Конденсат, образовавшийся в конденсаторе поз. F-133, глицерин с массовой долей 99% сливается в емкость поз. F-112, а несконденсировавшиеся пары направляются в конденсатор поз. F-134, в котором горячей водой циркуляционного контура автоматически поддерживается температура конденсации 100 - 120°С. Конденсат из конденсатора поз. F-134 – 99% глицерин сливается в емкость поз. F-112.

Глицерин-сырец из емкости поз. F-112 насосом поз. F-151 частично подается на орошение колонны поз. F-181, а избыток откачивается в колонну поз. F-182 для отгонки легких примесей.

Несконденсировавшиеся в аппарате поз. F-134 пары поступают в конденсатор поз. F-135, где охлаждаются и конденсируются при 60°С оборотной водой.

Конденсат из конденсатора поз.Р-135 – 90 % глицерин сливается в емкость поз. F-114, откуда самотеком поступает в емкость поз F-119. Колонна поз. F-182 работает при остаточном давлении 0,0013 МПа (10 мм рт.ст.). Температура куба колонны 160°С, температура верха - 120°С. Температура куба колонны поз. F-182 поддерживается подачей пара высокого давления (0,93 МПа), а в кипятильник поз. F-132.

Расход пара регулируется автоматически. Для предотвращения разложения глицерина в трубки кипятильника поз. F-138 подается острый пар давлением 0,05 МПа перегретый до 180°С. Глицерин через кипятильник поз. F-138 циркулируется с помощью насоса поз. F-153. Пары с верха колонны поз. F-182 поступают в конденсатор поз. F-137, охлаждаемый горячей водой циркуляционного контура.

Часть конденсата с температурой 100°С возвращается на орошение колонны, а несконденсировавшиеся пары поступают в конденсатор поз. F-136, охлаждаемый оборотной водой.

Конденсат из конденсатора поз. F-136 с температурой 30°С стекает в емкость поз. F-11б, откуда самотеком сливается в емкость поз. F-119. Несконденсировавшиеся в конденсаторе поз. F-13б пары отсасываются эжектором поз. F-171 и далее поступают в конденсатор смешения поз. F-115, орошаемый грунтовой водой, пары из аппарата F-115 отсасываются эжектором поз. F-172. Конденсат и вода из аппаратов поз. F-115, F-171, F-172 направляются в яму сточных вод поз. F-113, откуда насосом поз. F-160 откачиваются в канализацию органически загрязненных стоков.

Кубовая жидкость колонны - глицерин насосом поз. F-153 непрерывно откачивается на очистку активированным углем.

Кубовые остатки из колонны поз. F-181 периодически по уровню сливаются в отгонный куб поз. F-111, снабженный решефером поз. F-146 и барботером для ввода острого пара.

В аппарате поз. Р-111 накапливаются полиглицерин и хлористый натрий и при температуре 160-205 °С, остаточном давлении 0,0013 МПа (10 мм рт.ст.) из них отпаривается глицерин.

Высокая температура, необходимая для максимальной регенерации глицерина, вызывает разложение части глицерина с образованием легких примесей. Поэтому дистилляционный куб поз. F-111 имеет индивидуальную систему конденсации. Температура в дистилляционном кубе поз. F-111 поддерживается подачей пара в решефер поз. F-146. В качестве острого пара используется пар давлением 0,05 МПа, перегретый до 180°С. Пары глицерина и воды из аппарата поз. F-111 направляются на конденсацию в аппарат поз. F-139. Режим работы его аналогичен режиму конденсатора поз. F-133. Несконденсировавшиеся пары в аппарате поз. F-139 поступают в конденсатор поз. F-140, в котором горячей водой циркуляционного контура поддерживается температура 750C

Конденсат из аппаратов поз. F-139, F-140 сливается в емкость поз. F-117 и далее самотеком направляется в емкость поз. F-119. Несконденсировавшиеся в аппарате поз. F-140 пары отсасываются эжектором поз. F-173 и далее направляются в конденсатор смешения поз. F-118, орошаемый грунтовой водой, пары из аппарата поз. F-118 отсасываются эжектором поз. F-174, а конденсат и вода направляются в яму поз. F-11З. "Сладкая вода" из емкости поз. F-119 насосом поз. F-154 через подогреватель поз. F-143, обогреваемый паром, с температурой 95°С подается в колонну поз. F-183.

Колонна поз. F-183 работает при остаточном давлении 0,0065 МПа (50 мм рт.ст.). Температура куба колонны поз. F-183 - 160°С, Температура куба колонны поддерживается подачей пара высокого давления (0,93 МПа) в кипятильник поз. F-141, расход пара автоматически регулируется.

Во избежание разложения глицерина в куб колонны через кипятильник подается острый пар давлением 0,005 МПа, перегретый до 180oC.

Пары с верха колонны поз. F-183 поступают в конденсатор поз. F-142, охлажденный горячей водой циркуляционного контура. Конденсат из аппарата поз. F-142 с температурой 75°С возвращается на орошение в колонну. Несконденсировавшиеся пары поступают в конденсатор смешения поз. F-118 и далее отсасываются эжектором поз. F-174. Температура паров, выходящих из конденсатора поз. F-142, регулируются автоматически, подачей в него горячей воды.

Кубовая жидкость колонны поз. F-183 непрерывно по уровню насосом поз. F-155 откачивается в емкость поз. F-120, откуда насосом поз. F-156 направляется в колонну поз. F-181. После отгонки глицерина из кубового остатка в отгонном кубе поз. F-111, глицерин сливается в емкость поз. F-128. Освобождение отгонного куба поз. F-111 происходит периодически. При этом подача продукта в отгонный куб, поз. F-111 прекращается и гасится вакуум в аппарате поз. F-111.

В емкости поз. F-128 кубовый остаток разбавляется водой, подогретой паром и насосом поз. F-157 откачивается в яму сточных вод поз. F-113 или емкость поз. F-130. Циркуляционный контур горячей воды состоит из емкости поз. F-121, куда поступает умягченная вода для заполнения системы в период пуска, а в дальнейшем только для подпитки холодильника поз. F-144 охлаждающего оборотной водой и насоса поз.F-158. Этот контур включает в себя конденсаторы поз. F-134, F-137, F-140, F-142. Температура прямой горячей воды - 60°С, оборотной - 64°С. Температура прямой горячей воды регулируется автоматически подачей ее на охлаждение в холодильник поз. F-144 или минуя ее. Пар под давлением 0,05 МПа, поступающий от аппаратов поз. F-133, F-139 поступает на перегрев в аппарат поз. F-147, обогреваемый паром высокого давления 2,3.

Подпитка системы паром давления 0,05 МПа производится за счет пара вторичного вскипания в скруббере поз. F-129 и свежего пара из сети. При завышении давления в системе избыток пара сбрасывается в абсорбер поз. F-122, который орошается оборотной водой, конденсат отводится в яму поз. F-113.

Пар вторичного вскипания в аппарате поз. F-129 получается за счет дросселирования конденсата из аппаратов поз. F-147,  F-126, F-124, F-125. Конденсат из аппарата поз. F-129 направляется в аппараты поз. F-133, F-139. Избыток конденсата по уровню в аппарате поз. F-129 сбрасывается в емкость поз. К-118. Предельные значения уровня и нижнего давления в аппарате поз. F-129 сигнализируется с помощью звуковой и световой сигнализации.

Перегретый до 180°С пар давлением 0,05 МПа направляется в аппараты поз. F-111. F-181, F-138, F-141.

2.3.5. Отделение отбелки

Глицерин предварительно в холодильнике поз. В-131 охладившись до температуры 80°С, поступает в емкость поз. В-111, откуда насосом поз. В-151 подается на очистку от примесей.

Температура глицерина регулируется автоматически, поступлением глицерина в холодильник поз. В-131 или помимо него. Установлены три системы очистки глицерина, две из которых рабочие, одна - резервная .

Очистка глицерина осуществляется в двух последовательно установленных адсорберах поз. В-181, заполненных активированным углем. Затем глицерин от угля очищается на бумажных фильтрах поз. В-182. Отделенный глицерин из фильтров поз. В-182 направляется в емкость поз.§-113. Необходимым для процесса отбелки температуре 80°С поддерживается подачей пара - в рубашки аппаратов поз. В-111, В-181 и В-182.

2.4. Характеристика сырья и готовой продукции

Сырьем для производства синтетического глицерина являются:

Эпихлоргидрин ГОСТ 12844-74. Эмпирическая формула С3H5OC1. Массовая доля эпихлоргидрина, не меньше 99,0 %. Удельный вес эпихлоргидрина при 20° С, кг/м - 1179. Содержание влаги не более , 0,15 %. Остаток после перегонки по объему до Т= 170°С не более 2,0

Сода кальцинированная ГОСТ 5100-80.

Эмпирическая формула Na2CO3  

Массовая доля Na2CO3 прокаленном продукте, % - 99,0

Массовая доля аммиака, % не более - 0,0002

Потери в весе при прокаливании, % - 2,2

Содержание хлоридов в пересчете на NaCl, % не более - 0,8

Сода каустическая.

Эмпирическая формула NаОН.

Массовая доля, % не менее - 20,0.

Соляная кислота.

Эмпирическая формула НСl.

Массовая доля, % не менее - 20,0

Вода обессоленная СТП-03-18-78.

Эмпирическая формула H2О.

Жесткость, мгэкв/л не более 0,2.

Солесодержание, мг/л не более - 50,0

Продуктом является глицерин.

Глицерин ОСТ 6-01-21-75.

Эмпирическая формула С3H8O3.

Прозрачная бесцветная или слабожелтая жидкость.

Молекулярная масса - 92,2

Плотность, кг/м3 - 1258,4 Массовая доля глицерина, % не менее - 99,5

Массовая доля хлора неорганического, % не более - 0,0002

Массовая доля органически связанного хлора, % не более - 0,0002

Содержание акролеина и других восстанавливающих веществ:

Цвет, арн

20

Массовая доля золя, % не более

0,05

Коэффициент омыления

0,5

Температура кипения,°С

290

Температура вспышки,°С

174

Температура самовоспламенения,°С

392,8

2.5. Расчёт материальных потоков. Сводная таблица

2.5.1. Материальный баланс стадии гидролиза

Определение производительности установки

По заданию дипломного проекта выработка товарного глицерина составляет: 40000 т/год. Принимаем коэффициент эксплуатации установок равным 0,9; тогда

365 · 0,9 = 328 дней пробега установок, или

328 · 24 = 7870 ч

Суточная выработка глицерина:

Сд = 40000/328 = 121,95 т/сутки

Часовая выработка:

Сч = 40000/7870 = 5082,5 кг/ч

ZГЛ1 = 5082,5/92,11 = 55,2 кгмоль/ч

Выход глицерина по стадиям принимаем:

  1.  Гидролиз   – 93%
  2.   Перегонка   – 93%
  3.  Концентрация  – 99%
  4.  Беление   – 99%

Таким образом, для выработки 55,2 кгмоль/ч необходимо получать:

ZГЛ = ZГЛ1, /0,99 = 55,2/0,99 = 55,76 кгмоль/ч - дистиллированного глицерина, или 5135,8 кг/ч

Концентрированного глицерина:

ZГЛ1 K = 55,76/0,93 = 59,96 кгмоль/ч или Ск = ZГЛ1 Мгд = 59,96 · 92,11 = 5522,64 кг/ч

Глицерина от гидролиза:

ZГЛ1 K = 59,96/0,99 = 60,57 кгмоль/ч или 60,57 · 92,06 = 5578,7 кг/ч

Требуемое количество эпихлоргидрина:

Zэхг = 60,57/0,93 = 65,13 кгмоль/ч  Сэхг = 6025,12 кг/ч

Принятая концентрация глицеринового раствора, выходящего из процесса гидролиза, составляет 230 г/л.

Питание процесса гидролиза эпихлоргидрином составляет 65,13 кгмоль/ч или 6025,12 кг/ч.

Если бы эпихлоргидрина преобразовался полностью в глицерин, то выход составил бы:

Z = 65,13 кгмоль/ч или С = Z · МГЛ  = 65,13 · 92,11 = 5999 кг/ч

Но, наряду c глицерином получаются побочные продукты и происходит частичная потеря, на долю которых приходится 130,6 кг/ч и полиглицерина - 187,5 кг/ч.

Расход гидролизующего реагента - 30 % раствора карбоната натрия.

Превращение 65,13 кгмоль/ч эпихлоргидрина по реакции:

2СН2-СН-CH2Сl + Nа2С03 + ЗН20 — 2CН2-СН-СН2 + 2NaС1 + С02

O           ОН  ОН ОН

требует:  Z H2O = 65,13 · 3/2 = 97,7 кгмоль/ч , или

97,7 · 18 = 1758,5 кг/ч H2O

Z Na2CO3 = 65,13 / 2 = 32,57 кгмоль/ч  или

G Na2СО3 = 32,57 · 106 = 3451,9 кг/ч

Z NaСl = Na2СО3 · 2 = 32,57 x 2 = 65,13 кгмоль/ч, или

G NaСl= 65,13 · 58,5 = 3810 кг/ч

Z С02 = Na2СО3 = 32,57 кгмоль/ч

G С02 = 32,57 · 44 = 1433,08 кг/ч

Таким образом, расход Nа2СО3 составляет 32,57 кгмоль/ч или 3451,9 кг/ч. Однако, ввиду того, что необходимо вводить избыток карбоната натрия порядка 5% то его количество ч составит:

32,57 · 1,05 = 34,2 кгмоль/ч, т.е.

34,2 · 106 = 3825 кг/ч

Добавочная вода

Расход добавляемой воды зависит от концентрации получаемого глицеринового раствора и раствора карбоната натрия. Согласно выше указанного, выработка глицерина должна составлять 5578,7 кг/ч. Она сопровождается выработкой 3810 кг/ч NаС1. Избыток углекислого натрия составит:

G Na2CO3 = 3625 – 3451,9 = 173,1 кг/ч

Считая, что гидролизат содержит 230 г/л глицерина, то в нем еще имеются следующие компоненты:

G NaCl = Сгл  NaCl/Сгл = 230 · 3810/5578,7 = 157,1 г/л

Удельный вес такого раствора составляет 1170 г/л

Содержание воды:  G H2O = - GI = 1170 – 401.94 = 768.1 г/л

Объемный расход глицерина в гидролизате равен

Умягченная вода расходуется на:

Поглощение реакций гидролиза

С = 97,7  · 18 = 1758,5 кг/ч

Увеличение с дегазационными потоками с СО2

Не учитывая СO2 остающегося растворенным в гидролизате (0,002 моль/ч), дегазационный поток содержит 32,57 кгмоль/ч СO2. Принято, что температура дегазационного потока на выходе составляет порядка 5°С при давлении водяного пара 4,6 мм рт.ст. Количество воды в потоке углекислого газа составит:

кгмоль/ч или 0,2·18 =3,6 кг/ч

Концентрированный раствор Na2СО3, приготовленный с концентрацией 300 г/кг (1300 кг/м ) при расходе 3625 кг/ч Na2СО3 содержит:

кг/ч воды.

Таким образом, в конечном счете расход добавляемой воды соответствует производству глицеринового раствора с концентрацией 230 г/л.    

18630,4 - 8458,3 + 1758,5 + 3,6 = 11934,2 кг/ч.

Для уравнения баланса (приближение расчетов) его приравнивают к 11911,2кг/ч.

Расчет паров, выделяемых в реакторах

В первой ступени реактора степень превращения эпихлоргидрина в глицерин составляет 60% и в этот реактор вводится 60 от всего количества карбоната натрия при температуре 82°С. При этом раствор будет иметь следующий состав: добавочной воды - 11911,2 кг/ч; вода увлеченная в дегазационных потоках - 458,5 кг/ч, вода в растворе Nа2С03 (60 от всего количества) 8458,3  · 0,6 = 5074,98 кг/ч; расходуемая в реакции вода - 1758,5 кг/ч  · 0,6 = 1055,1 кг/ч

Итого: 18499,78 кг/ч         из I II ступень    H2O

После превращения 60 первоначально введенного эпихлоргидрина в глицерин остаток составляет:

1. 6025,12   · 0,4 = 2410,1 кг/ч

2. Рециркулированный эпихлоргидрин от дегазации 2-ой, 3-ей, 4-ой ступеней составляет - 143,23 кг/ч.

3. Глицерина - 5578,7  · 0,6 = 3347,22 кг/ч

4. Хлористого натрия - 3810  · 0,6 = 2282 кг/ч

5. Избыток Nа2С03   60 от конечного избытка

3625 - 3451,9 = 173,1 кг/ч

173,I · 0,6 = 103,86 кг/ч

Итого получается:

2410,1 + 143,23 + 3347,22 + 2286 + 103,86 + 18499,78 = 26790,19 кг/ч

I  II

В реакторах содержится раствор: вода - эпихлоргидрин, при этом пренебрегаем растворенными минеральными солями и глицерином (за исключением их влияния на давление пара).

При температуре 82°С пределы растворимости смеси вода - эпихлоргидрин составляют с одной стороны 96,5% весовых или 2,04% молярных и с другой стороны 95,2% весовых процента эпихлоргидрина или 79,4% молярных,. Эти пределы считаются еще приемлемыми,  несмотря на растворенные в растворе соли и глицерина.

Процентное отношение эпихлоргидрина и воды в молях сведем в таблицу 2.1.

Таблица 2.1.

Процентное отношение эпихлоргидрина и воды

Компоненты

кг/ч

кгмоль/ч

% молях

М.В.

Эпихлоргидрин

2410,1

26,066

2,473

92,5

Вода

18499,78

1027,766

97,526

18

Итого:

20909,88

1053,832

99,999

Процентное соотношение эпихлоргидрина в молях составляет 2,47 (табл.I), т.о. предел растворимости превышается.

Значение давления пара под смесью тогда составляет:

- 0,019 МПа   для эпихлоргидрина

- 0,032 МПа   для воды.

В этих условиях, вследствие образования (32,58 · 0,6 = 19,542 кгмоль/ч)    19,542 кгмоль/ч, который увлекает с собой:

Zэхт =

Zэхт =  кгмоль/ч ЭХГ

Z H2O =

Z H2O =  кгмоль/ч H2O.

Таблица 2.2.

Выделяемые пары в 1 ступени

Компоненты

кг/ч

кгмоль/ч

М.В.

Углекислый газ

859,85

19,542

44

Эпихлоргидрин

700.975

7,578

92,5

Вода

229,716

12,762

18

Итого:

1790,531

39,882

Пары второй ступени

В этих реакторах при температуре 85°С гидролиз эпихлоргидрина доводится до 80%. В эти реакторы вводится 30% от всего количества к карбоната натрия. Реакционная смесь будет иметь следующий состав: вода из первой ступени - 18499,78 кг/ч, увлеченная в дегазационных потоках - 343,46 кг/ч

- вода содового раствора (30% от всего количества)

8458,3 · 0,3 = 2537,49 кг/ч;

- расходуемая вода для реакции (30% от всего количества)

1758,5 · 0,3 = 527,55 кг/ч.

Итого:

Н20   в 3 ступень 22308,28 кг/ч

Эпихлоргидрин

Остается 20 % от эпихлоргидрина на реакцию поступающего:

6025,12 · 0,2 = 1205,02 кг/ч.

Присутствующий глицерин (без учета растворившегося глицерина):

5578,7 · 0,8 = 4462,96 кг/ч.

- поваренная соль: 3810 · 0,8 = 3048 кг/ч ;

- избыток Na2СО3 от 1-ой ступени:  103,86 кг/ч;

- карбонат натрия введенная во П ступени:  3625 · 0,3 = 1087,5 кг/ч .

Расходуемое количество Na2СО3 в реакции:

G Na2СО3 = кг/ч.

Избыток Na2СО3  поступающего на Ш ступень:

103,86 + 1087,5 - 690,45 = 500,91 кг/ч.

Итого: 22308,28 + 4462,96 + 3048 + 1205,02 + 103,86 + 1087,5 -

- 690,45 = 31525,17 кг/ч       из 2 ст.  3 ступень.

При температуре 82 °С пределы растворимости смеси вода - эпихлоргидрин составляют с одной стороны 10,2 % по весу эпихлоргидрина или 2,16 % молярных,  с другой стороны 94,3 % по весу или 76,3 %   молярных эпихлоргидрина.

Считаем, что присутствующие в растворе глицерин и минеральные соли на эти пределы не имеют влияния. С другой стороны, абсолютное давление пара эпихлоргидрина при температуре 85 °С равно 225 мм рт.ст.

Давление же пара чистой воды составило бы 355 мм рт.ст.,    но снижается до 290 мм рт.ст. из-за присутствия глицерина (16%)    и Na2Сl (11%).

При этом давление пара смесей вода - эпихлоргидрин при температуре 85 °С с учетом глицерина и солей может быть представлена по графику (рисунок 2).

Вместе с тем, в реакторах имеем 1205,02 кг/ч эпихлоргидрина и 22308,28 кг/ч воды.

Таблица 2.3.

Процентное содержание эпихлоргидрина и воды в молях

Компоненты

кг/ч

кгмоль/ч

% молях

М.В.

Эпихлоргидрин

1203,02

13,027

1,04

92,5

Вода

22308,28

1239,349

98,959

18

Итого:

23513,3

1252,376

99,999

По предыдущему графику абсолютное давление пара эпихлоргидрина над раствором равно:

Pэхг = = 0,011 МПа,

а давление пара водяного:

P H2O = МПа.

Образовавшиеся 0,2 · 32,57 = 6,514 кгмоль/ч    СO2 увлекают:

Zэхг = кгмоль/ч ЭХГ,

Z H2O = кгмоль/ч H2O.

Таблица 2.4.

Выделяемые пары во II ступени

Компоненты

кг/ч

кгмоль/ч

М.В.

Углекислый газ

286.6

6.514

44

Эпихлоргидрин

127.465

1.378

92,5

Вода

83.43

4.635

18

Итого:

497.495

12.527

Пары III ступени

В третьей ступени реактора степень превращения эпихлоргидрина в глицерин достигает 93 % при температуре 95°С. Сюда вводят остальные 10% от всего количества карбоната натрия. Таким образом, раствор имеет следующий состав: вода, увлекаемая дегазационными потоками - 223,47 кг/ч, вода раствора Na2СО3 (10% от всего количества) - 8458,3 · 0,1 = 845,83 кг/ч.

Вода, расходуемая в реакции

1758,5 · 0,13 = 228,605 кг/ч.

Итого:  из III ступени будет поступать воды 22702,04 кг/ч

Эпихлоргидрин.

Остается 7% от вводимого количества эпихлоргидрина:

0,07  · 6025,12 = 421,758 кг/ч

Присутствующий глицерин (не считая распавшийся)

5578,7  · 0,93 = 5188,19 кг/ч.

- поваренной соли:    3810  ·  0,93 = 3543,3 кг/ч ;

- избыток Na2СО3 поступающий из II ступени - 500,91 кг/ч ;

- вводимое количество Na2СО3 - 3625  · 0,1 = 362,5 кг/ч .

Расходуемое в реакции количество Na2СО3

кг/ч.

Избыток карбоната натрия, поступающего на IV ступень:

500,91+3620-448,79+22702,04+421,758+5188,19+3543,3 = 32263,91 кг/ч.

При температуре 96°С можно считать, что вода смешивается полностью.

Давление пара воды составило бы 0,087 МПа, а давление пара эпихлоргидрина 0,052МПа, вследствие присутствия глицерина (18,5%), NаС1 - (12,5%) и Na2СО3 - 2%.

В реакторе имеется 421,758 кг/ч эпихлоргидрина, 22702,4 кг/ч, воды или в молях 0,36 % ЭХГ, давление паров эпихлоргидрина и воды над раствором соответственно равно:

Рэхг= = 0,0002 МПа,

P H2O = = 0.075 МПа.

Таблица 2.5.

Процентное соотношение эпихлоргидрина и воды

Компоненты

кг/ч

кгмоль/ч

% молях

М.В.

Эпихлоргидрин

421.758

4.56

0.36

92,5

Вода

22702.04

1261.22

9964

18

Итого:

23123.798

1265.78

100

Образовавшиеся    0,13  · 32,57 = 4,234 кгмоль/ч    СO2 увлекают:

Zэхг =0,368 кгмоль/ч ЭХГ,

Z H2O =  кгмоль/ч H2O.

Таблица 2.6.

Выделяемые пары в III ступени

Компоненты

кг/ч

кгмоль/ч

М.В.

Углекислый газ

186.296

4.234

44

Эпихлоргидрин

34.04

0.368

92,5

Вода

248.58

13.81

18

Итого:

468.916

18.41

Пары IV ступени

Все выделяемые пары принимаются с температурой 100-102°С. Жидкость не содержит больше эпихлоргидрина, а выделяемый СO2 практически не увлекает воды. Остается:  32,57  · 0,07 = 2,28 кгмоль/ч СО2, который увлекает воду с давлением пара   0,079 МПа для учета растворенной соли и глицерина. Таким образом имеем:

Z H2O = кгмоль/ч H2O.

Таблица 2.7.

Количество паров IV ступени

Компоненты

кг/ч

кгмоль/ч

М.В.

Углекислый газ

2.28

100.32

44

Вода

8.577

154.386

18

Итого:

10.857

254.71

Конденсаты, рециркулируемые в первую ступень.

Кроме выделяемых в I-ой ступени паров, возвращающихся туда обратно, в первую ступень подается также конденсированный пар   из II-ой, III-ей, IV-ой ступеней. Следовательно, по предыдущим расчетам имеем:  

Вода

83,43 + 248,58 + 154,386 = 486,396 кг/ч,

Эпихлоргидрин

127,465 + 34,04 = 161,505 кг/ч.

Итого:  647,9 кг/ч

Таблица 2.8.

Общее количество паров, поступающих в абсорбер G-181:

Компоненты

кг/ч

кгмоль/ч

М.В.

Углекислый газ

1433.08

32.57

44

Эпихлоргидрин

863.395

9.334

92,5

Вода

716.11

39.784

18

Итого:

3012.585

81.688

Таблица 2.9.

Материальный баланс стадии гидролиза

№ пп

Компоненты

кг/ч

№ пп

Компоненты

кг/ч

Приход

Расход

1

2

3

4

5

6

1

Эпихлоргидрин

6025,12

1

Глицерин

5578,7

Продолжение таблицы 2.9.

1

2

3

4

5

6

2

Na2CO3(вода)

8458,3

2

Хлористый натрий

3810

3

Na2CO3

3625

3

Избыток Na2CO3

173,1

4

Добавочная вода

11934,2

4

Вода

18630,4

5

Побочные продукты

413,0

6

Потери через конденсат

4,14

7

CO2

1433.08

Итого

30042,62

Итого

30042,62

2.6. Расчет термодинамических параметров и тепловых потоков

Расчет составляющих тепловых потоков. Сводная таблица

Пар служит для подогрева реакционной массы в начале процесса гидролиза. С началом интенсивной реакции гидролиза расход пара прекращается из-за экзотермичности протекающих реакций. Температуру подаваемого карбоната натрия принимаем 50°С.

Первая ступень

Подогрев эпихлоргидрина от 20°С до 80°С

Qэгх= Gэгх · G(t2 – t1),                  (2.1)

Qэгх  = 6025,12  · 0,41(80-20)= 148217,95 кДж/ч.

Подогрев Na2СО3 от 50 до 80°С

Q Na2СО3 = G Na2СО3 · C(t2 – t1) ,       (2.2)

Q Na2СО3  = 11934.2 · 1(80-50) = 477368 кДж/ч.

Испарение дегазаций:

Q’H2O = G’H2O · C’ ,                                     (2.3)

Q’H2O  = 229.716 · 554.3 ккал/кг = 127331,58 кДж/ч,

где С' - теплота парообразования воды при 80°С

Qэгх = Qэгх · С' ,

Qэгх = 700,965 · 108 = 75704,22 кДж/ч.

Подогрев конденсатов:

Qэгх =Gэгх · C(t2 – t1),                                    (2.4)

Qэгх = 863.395 · 0.41(80-30) = 17699.6 кДж/ч,

Q H2O = G H2O · C(t2 – t1),                              (2.5)

Q H2O  = 716,11 · 1 (80-30)=35805,5 кДж/ч.

Итого:  882126,85 кДж/ч

Тепло, выделяемое в процессе реакции

Q = 0,6 · Z · q ,                                            (2.6)

Q  = 0.6 · 65.13 · 26400 = 1031659,2 кДж/ч,

где   q - количество тепла, выделяемое на каждый , кгмоль, эпихлоргидрина, вступившего в реакцию     = (кДж/кгмоль) :

Z   - количество эпихлоргидрина

Таким образом, требовалось бы отводить

1031659,2 - 882126,85 = 149532,4 кДж/ч.

Это количество тепла может изменяться в довольно значительных пределах, в зависимости от температуры в реакторах,  от распределения подводимого карбоната натрия, температуры добавляемой воды и от тепловых потерь.

Вторая ступень

Подогрев раствора, поступающего из I  ступени:

Q = G · C (t2 – t1),                                             (2.7)

где  С - теплоемкость смеси - 0,9 кДж/кг ·°С

Q = 26790,19 · 0,9 ( 85 - 80) =  120555,86 кДж/ч.

Подогрев Nа2С03 от 50 до 85°С (30 %   Nа2СО3)

Q2 =  0,3 · G · C(t2 – t1) ,                                        (2.8)

Q2  = 0,3 · 12083,3 · 0,75 (85-50) = 95155,987 кДж/ч .

Испарение дагазационного потока вычисляют по формуле

Q = G H2O · r,                                                (2.9)

где   r - скрытая теплота парообразования воды при 80°С

Q1 = 83,43 · 551,3 = 45994,96 кДж/ч,

Q2 = Gэгх · r,                                            (2.10)

Q2 = 127,465  · 107,2 = 13664,25 кДж/ч.

Итого: 275371,06 кДж/ч.

Тепло, выделяемое в процессе реакции:

Q = 0,2 · Zэгх · q,                                           (2.11)

Q = 0,2   · 65,13  · 26400 = 343886,4 кДж/ч.

Таким образом, потребуется отводить:

343886,4 - 275371,06 = 68515,34 кДж/ч.

Третья ступень

Подогрев раствора, поступающего из П ступени:

Q = G · C(t2 – t1),                                              (2.12)

Q = 31525,17 · 0,9(96 - 85) = 3120591,18 кДж/ч.

Подогрев Na2СО3 от 50 до 96°С

Q = 0.1 · G · C(t2 – t1),                                              (2.13)

Q = 0.1 · 12083,3  · 0,75(96 - 50) = 41687,39 кДж/ч.

Испарение дегазационного потока:

Gсм =  34,84 + 248,58 = 282,62 кг/час.

Из-за незначительного количества эпихлоргидрина в смеси эпихлоргидрина в смеси эпихлоргидрин - вода принимает скрытую теплоту испарения воды при 96°С

Q = Gсм · r ,                                            (2.14)

 Q  = 282,62  · 541,6 = 153066,99 кДж/ч.

Итого:  5068813,56 кДж/ч .

Выделяемое в реакции тепло:

Q = 0.13 · Z · q,                                          (2.15)

Q = 0,13  · 65,13  · 26400= 223526,16 кДж/ч.

Таким образом, требуется подвести:

5068813,56 - 223526,16 = 283287,4 кДж/ч.

Четвертая ступень

Подогрев раствора поступающего из Ш ступени:

Q = G · C (t2 – t1),                                           (2.16)

Q = 32263,91  · 0,9 (100 - 96) = 116150,08 кДж/ч.

Испарение дегазационного потока:

Q = GH2O · r = 154.386 · 539 = 83214,05 кДж/ч,

где r   - теплота парообразования воды при 100°С.

Итого:  199364,13 кДж/ч .

Тепло, выделяемое в реакции:

Q = 0.07 · Z · q,                                           (2.17)

Q = 0,07 · 63,13 · 26400= 116664,24 кДж/ч.

Таким образом, потребуется подводить:

Qп = 199364,13 - 116664,24 = 82699,89 кДж/ч.

Пятая ступень

Эта ступень просто поддерживается в состоянии кипения и в ней возмещаются тепловые потери. Всего потребуется подводить тепло в количестве порядка:

4000 · 1,5= 6000 кДж/ч.

По этим расчетам можно сделать вывод, что тепловая мощность теплообменников может изменяться в довольно широком масштабе от одной ступени к другой, а в одной и той же ступени для разных типов работ.

Абсорбер поз. G-181

Дегазационный поток первых четырех реакторов гидролиза состоит из выделяемого в процессе реакции С02, а также увлекаемых паров воды и эпихлоргидрина. Последний необходимо задержать до выпуска СO2 в атмосферу.

С этой целью дегазационный поток реакторов пропускают через графитовый абсорбер, где орошается дополнительной водой    процесса гидролиза. Мощность теплообмена охлаждения состоит:  при охлаждении СO2 от 100° до 30°С.

Q CO2 = G CO2 · C(t2 – t1),                                  (2.18)

Q CO2 = 1433,08  · 0,21(100 - 30) = 21066,27 кДж/ч,

при конденсации и охлаждении воды:

Q H2O = G H2O · ( - CВt),                                 (2.19)

где    - энтальпия водяного пара при температуре 100°С;

       Св - теплоемкость воды при 100°С.

Q H2O = 716,11- (639,1-1 · 30) = 436182,б кДж/ч,

при конденсации и охлаждении эпихлоргидрина:

Qэгх = Gэгх · ( - Gэгхt2) ,                                     (2.20)

Qэгх = 863,395 ·  (135,3 - 0,41 · 30) = 106197,59 кДж/ч.

Итого:  563446,42 кДж/ч.

В целях надежности возможный подогрев Н20 с частичным поглощением    этого тепла не учитывается.

Подбираем два абсорбера, рассчитанных на 300 000 кДж каждый.

Блокировочные конденсаторы поз.G-137.

При температуре 30 С углекислый газ вместе в количестве 32,57 кгмоль/ч увлекает пары воды и эпихлоргидрина:

,                                (2.21)

где:  - упругость насыщенных паров воды при 30°С

      Рэхг - упругость насыщенных паров эпихлоргидрина при той же температуре

.

.

Для предотвращения потерь эпихлоргидрина в холодильнике поз. G -137 происходит охлаждение и конденсация паров эпихлоргидрина. При температуре 0°С имеем:

= 4,6 мм рт.ст.

РЭХГ = 3,65 мм рт.ст.

Тогда имеем:

- потери на трубу рассеивания.

На самом же деле количество несколько меньше, вследствие растворимости эпихлоргидрина в воде (окало 4,5 кг/ч). Оно включается в число неучитываемых потерь процесса гидролиза.

При этом теплообменная мощность конденсатора составляет:

Охлаждение С02 от 30°С до 80°С

,                                (2.22)

.

- конденсация и охлаждение воды от 30° до 0°С

,                                          (2.23)

,

,                                         (2.24)

.

Принимаем три конденсатора по 10000 кДж/ч.

Нейтрализация глицеринового раствора

Поступающий после гидролиза глицериновый раствор содержит избыток углекислого натрия. Последний должен удаляться до концентрации глицерина во избежание образования пены в сепараторах и отложений в процессе концентрации, а также в процессе конденсации. Na2CO3 разрушается воздействием соляной кислоты, а выделяемый при реакции СО2 отпаривается в горячем состоянии.

Подкисление

Для нейтрализации все еще присутствующей Na2CO3 в глицериновом растворе с концентрацией 230 г/л на каждый м3 раствора практически требуется 33 кг 20% HCl.

Отсюда для нейтрализации 24,26 м3 требуется:

24,26 ∙ 33 = 800,58 кг/ч 20% кислоты,

или

кг/ч 100%-ой HCl

В емкости подкисления поддерживается небольшое кипение введением пара, увлекаемого выделением СО2.

Расход дегазационного СО2

Находим избыток Na2CO3

Δ = 3625 – 3451,9 = 173,1 кг/ч

Находим количество бикорбаната

Na2CO3 + Н2О + СО2 → 2NaHCO3

106,1 -  186

73,1 -  Х

кг/ч NaHCO3

  1.  Определяем расход дегазационного потока СО2

NaHCO3 + HCl → NaCl + H2O + CO2

93  36,45  58,4  44

303,74 Х  Х  Х

СО2 → кг/ч, или 3,266 кгмоль/ч

NaCl → кг/ч

HCl → кг/ч

Избыток HCl в растворе: 160 кг/ч – 119,34 = 40,66 кг/ч

Как видно из расчета, расход дегазационного СО2 составляет 3,266 кгмоль/ч или 143,71 кг/ч.

Отсюда количество увлекаемого с углекислым газом водяного пара равно:

;

где  - давление водяного пара под глицериновым раствором [46]

кгмоль/ч, или

кг/ч

Учитывая количество пара, необходимое для подогрева раствора (уже охлажденного прохождением через емкость и др.) от 800С до 1000С составляющего

G = Y ∙ γ ,                                  (2.25)

G =  24,26 ∙ 1170 = 28384,2 кг/ч

Q = G ∙ C (t2 – t1),                                        (2.26)

Q = 28384,2 ∙ 0,9 (1000 - 800) = 510915,6 кДж/ч

,                                                 (2.27)

кг/ч

в емкость поз.G-122 потребуется подавать пара порядка 1000 кг/ч. Выделившийся СО2 и водяной пар подаются в скруббер дегазационных потоков поз.G-182. Материальный баланс стадии подкисления смотри в таблице 10.

Нейтрализация

Нейтрализация избытка кислоты осуществляется добавлением NaOH до получения рН = 9-10. Для обеспечения регулирования этого значения рН, часть нейтрализованного раствора рециркулируется на вход емкости нейтрализации поз.G-123. Для нейтрализации имеющегося количества глицеринового раствора 24,26 м3/час потребуется следующее количество NaOH

HCl + NaOHNaCL + Н2О

36,45 40  58,45  18

40,66 Х  Х  Х

NaOH → кг/ч 100%NaOH

NaCl → кг/ч

Н2О → кг/ч

Количество воды и NaCl колеблется в зависимости от условий подкисления и нейтрализации (табл.II)

Таблица 2.10.

Материальный баланс стадии подкисления

Приход

Расход

№№ пп

Компоненты

кг/час

№№ пп

Компоненты

кг/час

1.

2.

3.

4.

5.

6.

7.

Глицерин

Na2CO3

H2O

Тяжелые продукты

HCl

Вода (раствора NaCl)

NaCl

Итого:

5578,7

173,1

18630,4

249,4

160

645,35

3810

29246,95

1.

2.

3.

4.

5.

6.

7.

Глицерин

NaCl

H2O

H2O увлеч. с СО2

СО2

Тяжелые продукты

Избыток HCl

Итого:

5578,7

4000,7

19044,35

189,43

143,71

249,4

40,66

29246,95

Таблица 2.11.

Материальный баланс стадии нейтрализации

Приход

Расход

№№ пп

Компоненты

кг/час

№№ пп

Компоненты

кг/час

1.

2.

3.

4.

5.

6.

7.

Глицерин

NaCl

H2O

Тяжелые продукты

Избыток HCl

NaОН

Н2О (раствора NaOH)

Итого:

5578,7

4000,7

19044,55

249,4

40,66

44,62

653,8

29197,22

1.

2.

3.

4.

Глицерин

NaCl

H2O

Тяжелые продукты

Итого:

5578,7

4065,7

19303,42

249,4

29197,22

2.7. Технологический расчёт основного оборудования

Определение геометрических размеров реактора

Процесс контактирования реагирующих фаз продолжается в течении 12 часов. Номинальное время пребывания реагентов в каждой ступени составляет:

= 12  :  5 =  2,4 ч

Процесс гидролиза осуществляется в пяти реакторах по двум потокам.

Определение объема аппарата с учетом рециркуляции через С-131 теплообменник

Массовая нагрузка реактора составляет:

GH = G I + G2 ,                                          (2.28)

где G I - свежий раствор;

G 2 - рецензирующий раствор.

G 1 = G Э + G С + G В,                                           (2.29)

G 2 = G Э + G В ,                                           (2.30)

где G Э - количество эпихлоргидрина

G В - добавочная вода

G С – 60% содового раствора от всего количества

G I = 6025,13+7249,98+11934,2 = 25205,3 кг/час

где G Э - G В - рециркулируемый раствор эпихлоргидрина и воды

G 2 = 863,395 + 716,11 = 1579,51 кг/час

Определим массовую емкость аппарата:

G a = OG              (2.31)

                                             (2.32)

где G a - массовая емкость аппарата

G a = 2,4 · 25205,13 = 60492,31

Среднее время циркуляции смеси в аппарате

 ,                                             (2.33)

Определим объем аппарата:

,                                             (2.34)

где - удельный вес продукции.

Так как процесс гидролиза идет по двум ниткам, то емкость одного реактора составит:

,                                                (2.35)

Определение емкости реактора с учетом рециркуляции через cмесительный насос поз. С-154

,                                       (2.36)

где C СМ – концентрация смеси поступающей в реактор;

GO - начальная концентрация эпихлоргидрина 25,0% вес;

Ск   - конечная концентрация эпихлоргидрина 12,4%;

F - объем свежей жидкости;

Q - производительная насоса.

   

.

Определим средний удельный вес смеси:

,                                                 (2.37)

вес.

Определим средний период циркуляции смеси в аппарате:

,                                            (2.38)

.

 

.

Емкость аппарата составит:

Y= y · 120 = 0,218  · 120 = 26,16 м3.

Принимаем наибольшее значение емкости y = 26,16 м.

Окончательный объем реактора составит:

,                                                      (2.39)

где - коэффициент заполнения сосуда.

Принимаем реактор с внутренним диаметром 2600 мм

Длина реактора  или

.

Расчет штуцера для ввода реагирующих фаз.

Объемный расход смеси через штуцер

QCM = F +(Q - F)                                        (2.40)

QCM  = 11,55 +(120-11,55) = 120 м3/час

Секундный объем смеси:

,                                                (2.41)

Сечение штуцера:

Линейную скорость раствора принимаем 1,3 м/сек

.                                                   (2.42)

Диаметр штуцера

,                                                  (2.43)

Принимаем по ГОСТ 1255-67 dy= 200 мм.

Расчет штуцера для вывода циркуляционной жидкости:

QВ =Q – F ,                                                 (2.44)

QВ =120 – 11,55 =108,45 м3/час.

Определим секундный объем

Усек = QВ / 3600 ,                                      (2.45)

Усек = 108,45 / 3600 = 0,03 м2.

Принимаем скорость нижнего потока 0,85 м/сек

,                                                  (2.46)

.

Диаметр штуцера

,                                                 (2.47)

.

Принимаем по ГОСТ 1255-67 d y =200 мм

Расчет штуцера для вывода материального потока в следующий реактор

где G - 26790,19 кг/час - количество жидкости, идущий во 2 ступени реактора

,                                                (2.48)

Принимаем скорость потока 0,4 м/сек

Сечение штуцера:

.                                                 (2.49)

Диаметр штуцера:

,                                                    (2.50)

Расчет штуцера для вывода парового потока

Определим средний молекулярный вес смеси

.                                        (2.51)

Таблица 2.12.

Выделяемые пары

№ пп

Компоненты

кг/час

М.в.

кДж

Мольные доли

1

Углекислый газ

859,85

44

19,542

0,49

2

Эпихлоргидрин

700,965

92,5

7,578

0,19

3

Вода

229,716

18

12,762

0,32

4

Итого

1790,531

39,882

1,00

                                         (2.52)

= 44 - 0,49 + 92,5 - 0,19 + 18 - 0,32 = 44,895

Определим оптимальную скорость движения пара:

W2 = 250;

где - удельный вес пара

Определим удельный вес пара

Секундный расход пара Упсек =  0,32 м /сек

тогда W2 =250  

Сечение штуцера:

,                                                  (2.53)

Диаметр штуцера:

 ,                                                (2.54)

Принимаем по ГОСТ 1255-75 dу   =200 мм

Тепловой эффект реакции

Температура реакции Т = 373 К.

Таблица 2.13.

Основные термодинамические параметры

Вещество

H298

КДж/моль

S298

моль рад

Коэфициент уравнения, Дж/моль град

а

В 103

с 106

с 10-5

1

2

3

4

5

6

7

Эпихлоргидрин

-32,76

303,45

24,9

396,69

-179,47

Продолжение таблицы 2.13

1

2

3

4

5

6

7

Na2CO3

-1130,8

138,8

70,63

135,6

H2O

-285,83

69,95

39,02

76,64

11,96

Глицерин

-668,6

204,47

223,01

NaCl

-411,12

72,13

45,94

16,32

CO2

-393,51

213,66

44,14

9,04

8,54

Данные, приведенные в таблице, вводим в ЭВМ, после анализа этих значений, результаты записаны ниже.

H298 = -499140,0 кДж/моль

S298 = 186,0 Дж/моль град

lgКр = 60,06

Х = 1

Термодинамический выход следует находить по формуле:

,                                                (2.55)

где:  ХM - термодинамический возможный выход;

       VД, VС - коэффициенты стехиометрические в уравнении.

.,                                                (2.56)

Расчет выхода от термодинамически возможного

Определим фактический выход целевого продукта по формуле

,,                                                (2.57)

где: Хф - фактический выход целевого продукта

Сд - количество исходного продукта, кг/ч

Сс - количество целевого продукта, кг/ч

МД, МС - молекулярные массы целевого и исходного продуктов.

Количество целевого и исходного продуктов в таблице

.

Выход от термодинамического возможного.

2.8. Выбор вспомогательного оборудования

Таблица 2.14.

Вспомогательное оборудование

№ пп

Поз по схеме

Наименование оборудования

Характеристика оборудования

Материал

Количество

1

2

3

4

5

6

1

G-111

Емкость эпихлоргидрина

V = 15 м3

Ст. 3

1

2

G-113

Емкость соды

V = 13 м3

Ст. 3

3

G-120

Емкость кислоты

V = 6 м3

Ст. 3

1

4

G-121

Емкость щелочи

V = 5,3 м3

Ст. 3

1

5

G-122

Емкость подкисления

V = 6 м3

Титтан

1

6

G-123

Емкость нейтрализации

V = 6 м3

Титан

1

7

G-126

Емкость умягченной воды

V = 3 м3

Ст. 3

2

8

G-131

Теплообменник гидролиза 1 ступени

V = 20 м3

Ст. 3

44

9

G-132

Теплообменник гидролиза 11 ступени

V = 20 м3

Ст. 3

4

10

G-134

Теплообменник гидролиза 111 ступени

V = 20 м3

Ст. 3

2

11

G-135

Теплообменник гидролиза 1V ступени

V = 20 м3

Ст. 3

22

12

G-131

Насос эпихлоргидрина

Q = 3,2 м3

Сталь, диабз.

2

13

G-137

Конденсатор дегазации

Q = 2,1 м3

Графит

2

Продолжение таблицы 2.14.

1

2

3

4

5

6

14

G-153

Насос раствора Na2CO3

Q = 6 м3

Сталь

2

15

G-154

Насос циркуляции

Q = 85,5 м3

Сталь

20

16

G-160

Насос раствора глицерина

Q = 20 м3

Сталь

2

17

G-119

Емкость раствора глицерина

V = 25 м3

Ст. 3

1

18

G-163

Насос выхода нейтрализации

Q = 48 м3

Сталь

2

19

G-165

Насос

Q = 5,3 м3

Сталь

4

20

G-181

Абсорбер гидролиза

Q = 25 м3

Графит

2

21

G-182

Скруббер дегазации

V = 1,5 м3

Сталь

1

22

К-112

Сепаратор 1 ступени

V = 15 м3

Сталь

1

23

К-111

Сепаратор 11 ступени

V = 15 м3

Сталь

1

24

К-113

Сепаратор 11 ступени

V = 15 м3

Сталь

1

25

К-114

Отстойник двойного действия

V = 8 м3

Ст. 3

1

26

К-115

Отстойник 11 ступени

V = 8 м3

Ст. 3

1

27

К-119

Емкость маточных вод

V = 1,2 м3

Ст. 3

1

28

К-132

Подогреватель

V = 73 м2

Сталь, диабз.

1

29

К-131

Подогреватель

V = 73 м2

Сталь, диабз.

1

30

К-133

Подогреватель

V = 73 м2

Сталь, диабз.

1

31

К-134

Конденсатор двойного действия

V = 120 м2

Ст. 3

1

32

К-135

Конденсатор тройного действия

V = 100 м2

Ст. 3

1

33

К-151

Насос  циркуляционный

Q = 1050 м3

Чугун

1

34

К-152

Насос  циркуляционный

Q = 1050 м3

Чугун

1

35

К-153

Насос  циркуляционный

Q = 1050 м3

Чугун

1

36

К-154

Насос

Q = 14 м3

Сталь

2

37

К-155

Насос

Q = 10 м3

Сталь

2

Продолжение таблицы 2.14.

1

2

3

4

5

6

38

К-156

Насос

Q = 6,2 м3

Сталь

2

39

К-157

Насос

Q = 3,4 м3

Сталь

2

40

К-160

Насос

Q = 5,6 м3

Сталь

2

41

К-181

Центрифуга НГП-800 К2

Q = 5 т/ч

Сталь

3

42

F-181

Колонна дистилляции

V = 32 м3

Сталь

2

43

F-111

Горшок истощения

V = 5,2 м3

Сталь

2

44

F-112

Емкость глицерина

V = 6,2 м3

Сталь

2

45

F-119

Емкость глицерина

V = 16 м3

Сталь

1

46

F-120

Емкость глицерина

V = 16 м3

Сталь

1

47

F-182

Колонна отгонки легких фракций

V = 24 м3

Сталь

2

48

F-183

Колонна малых вод

V = 20 м3

Сталь

1

49

F-151

Насос

Q = 5,1 м3

Сталь

4

50

F-153

Насос  циркуляционный

Q = 18 м3

Сталь

4

51

F-154

Насос

Q = 1,1 м3

Сталь

2

52

F-155

Насос

Q = 1,1 м3

Сталь

2

53

F-133

Конденсатор

Q = 15 м3

Сталь

2

54

F-134

Конденсатор

Q = 20 м3

Сталь

2

55

F-135

Конденсатор

Q = 14 м3

Сталь

2

56

В-111

Емкость глицерина

V = 11 м3

Сталь

1

57

В-811

Абсорбер

V = 6,8 м3

Ст. 3 сп

6

58

В-182

Фильтр

V = 0,5 м3

Ст. 3 сп

3

59

В-131

Конденсатор

V = 20 м3

Сталь

1

2.9. Лабораторный контроль производства

Лабораторный контроль является одной из важнейших стадий технологического процесса. Его задачей также является обеспечение устойчивой безаварийной работы производства.

Лабораторный контроль должен обеспечить:

- нормальную работу производства в течении всего рабочего цикла;

- выпуск продукции заданного качества.

Исходя из этих задач составляется план-график выполнения необходимых анализов. График аналитического контроля прилагается и приведен в таблице 2.15.

Таблица 2.15.

Лабораторный контроль производства

Наименование места отбора проб

Контролируемый параметр

Частота контроля

Норма

показателя

Методы испытания

1

2

3

4

5

1. Емкость раствора карбоната натрия поз. С-113

Массовая концентрация Na2CO3 

4 раза в смену

н/б 420г/л

Нейтрализация

2. Реактор поз. С-114

Массовая концентрация Na2CO3 

Через 2 часа

н/б 35г/л

Нейтрализация

3. Реактор поз. С-118

Массовая концентрация глицерина

1 раз в смену

220-260г/л

Йодометрия

4. Нейтрализатор поз. С-122

РН раствора

1 раз в смену

1,5-2,5

РН - метр типа РН-340

5. Нейтрализатор поз. С-123

РН раствора

1 раз в смену

9,0-10,5

РН - метр типа РН-340

6. Конденсатор поз. С-137

Массовая концентрация ЭХГ

1 раз в смену

н/б 5000мг/м3 

Хромотография

7. Центрифуга поз. С-137

Массовая концентрация глицерина

1 раз в смену

н/б 0.5г/л

Нейтрализация

8. Колонна поз. G-181

Массовая доля

2 раза в смену

н/м 99,5 %

Нейтрализация

Продолжение таблицы 2.15.

1

2

3

4

5

9. Отгонный куб поз. G-111

Массовая доля

1 раз в смену

н/б  8 %

Нефелометрия

10. Емкость поз. В-111

Массовая доля глицерина

1 раз в смену

н/м 99,5 %

Нейтрализация

Содержание акролеина

1раз в смену

Выдерживает испытание

Визуально коломет-рия

11. Емкость товарного глицерина G-113

Массовая доля глицерина

При полном уровне емкости

н/м 99,5 %

Нейтрализация

Массовая доля мин. хлора

2 раза в смену

н/б 0,002 %

Нефелометрия

12. Сточные воды из ямы Г-113, на БОС

Массовая концентрация глицерина

1 раз в смену

н/б 350г/л

Нейтрализация


 

А также другие работы, которые могут Вас заинтересовать

65167. «Вторая империя» монголов: притязания и действительность 144.5 KB
  В настоящей работе мы намерены проанализировать статус второй империи Чингизидов и выяснить насколько формальный статус соответствовал политической реальности. Полагаем что первые шаги к восстановлению империи были сделаны именно на рубеже XIII-XIV вв.
65168. К вопросу о переходе власти в государствах Чингизидов. Золотая Орда в 1358-1362 гг.: династический кризис и феномен самозванства 153 KB
  Также мы попытаемся разобраться с проблемой самозванства ряда претендентов на трон в этот период – кажется единственный беспрецедентный период в истории Золотой Орды когда к власти приходили правители с сомнительным происхождением.
65169. Мамай летописный и Мамай исторический (попытка развенчания стереотипов) 214 KB
  Личность Мамая выдающегося правителя Золотой Орды Улуса Джучи второй половины XIV в. Безусловно такая задача была бы практически нерешаемой если бы в нашем распоряжении были только упомянутые нарративные источники с негативной оценкой деятельности Мамая и собственные логические умозаключения.
65170. «Закон», «обычай», «традиция» средневековых монголов в «Книге о тартарах» 81 KB
  Книга о тартарах Иоанна де Плано Карпини имеет большую ценность для исследователей права средневековых монголов поскольку в ней представлен взгляд европейского современника который к тому же побывал в Монгольской империи в эпоху преобразований.
65171. Золотоордынские ярлыки Русской Церкви как пример правоотношений светской и духовной власти на государственном и надгосударственном уровне 50 KB
  Ярлыки русской церкви представляют собой в общемто весьма распространенный тип ярлыков выдававшихся и в Монгольской империи и в ее отдельных улусах. Надо полагать что выдача ярлыков русской церкви осуществлялась всеми золотоордынскими ханами начиная с самых первых за исключением...
65172. К вопросу о судебной реформе крымского хана Мурад-Гирея (по сведениям «Семи планет» Сейида Мухаммеда Ризы) 29 KB
  Дальнейшая политика Мурад Гирея свидетельствовала о его лояльности: он постоянно являлся в Стамбул активно участвовал в войнах империи. На наш взгляд действия Мурад Гирея являлись популистской акцией попыткой укрепления собственного имиджа в глазах подданных.
65173. ОБРАЗ МАМАЯ В РУССКОМ ЛЕТОПИСАНИИ КАК СРЕДСТВО ДЕЛЕГИТИМИЗАЦИИ ВЛАСТИ ОРДЫНСКОГО ХАНА 132 KB
  В отечественной историографии правитель Золотой Орды Мамай удостоился самых отрицательных отзывов какими только характеризовались враги России. Эти характеристики могут быть отнесены к проводимой им в отношении Руси политики но некоторые источники...
65174. ОБЫЧАЙ И ЗАКОН В ПРАВЕ КОЧЕВНИКОВ ЦЕНТРАЛЬНОЙ АЗИИ (ПОСЛЕ ИМПЕРИИ ЧИНГИС-ХАНА) 78 KB
  Другие же ногайские орды казахские узбекские монгольские сибирские ханства по мнению исследователей сделали в своем развитии шаг назад и из государств трансформировались в вождества; соответственно развитая система писанного права существовавшая...
65175. Математик, которого я знаю – Ньютон Исаак 235 KB
  Исаак Ньютон появился на свет в небольшой деревушке в семье мелкого фермера, умершего за три месяца до рождения сына. Младенец был недоношенным, бытует легенда, что он был так мал, что его поместили в овчинную рукавицу, лежавшую на лавке, из которой он однажды выпал и сильно ударился головкой об пол.