98872

Технология получения синтетического глицерина

Курсовая

Химия и фармакология

Основная область применения глицерина - производство алкидных смол до 189 глицерина используется при изготовлении целлофана парфюмерных средств и фармацевтических препаратов; 15 расходуется для увлажнения и смягчения табачных изделий...

Русский

2016-07-13

318 KB

1 чел.

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.

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. Технология получения синтетического глицерина

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.

2.2. Описание технологического процесса

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. 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

2.4. Расчёт материальных потоков. Сводная таблица

2.4.1. Материальный баланс стадии гидролиза

Определение производительности установки

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

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

2.5. 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:

QH2O = GH2O · C’ ,                                     (2.3)

QH2O  = 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

2.6. Реакционная аппаратура

Основным аппаратом производства синтетического глицерина ЗАО “Каустик”, является реактор поз. G-114А

Аппарат 5а группы ОСТ 26-291-79 объёмом 21,7м3 имеет рабочее давление 0,3 кгс/см2 и температуру среды: Тмах = 100оС Тмin = 80оС.

Рабочая среда: эпихлоргидрин, Na2CO3, H2O, глицерин

Для достижения полноты реакции гидролиз ЭХГ раствором кальцинированной соды осуществляется в пяти последовательно расположенных реакторах

Реактор G-114 является первой ступенью гидролиза, где гидролизуется до 60% от поданного количества ЭХГ.

Это необходимо для уменьшения протекания побочных реакций и уменьшения объёма выделяющегося углекислого газа

Ввиду наличия двух жидких фаз важное значение имеет увеличение поверхности их контакта

Благодаря созданию в последние годы новых типов насадок создались перспективы применения некоторых типов насадок для многотоннажных производств. Среди насадок, засыпаемых навал, широкое распространение получили кольца Рашига из различных материалов, обеспечивающие универсальность практического использования.

В колонне кольца Рашига 50х50 загружают в корпус внавал слоем 200мм вокруг колпака поз. 3.

В результате образуется сложная пространственная структура с развитой поверхностью, благодаря чему обеспечивается значительная поверхноть контакта фаз.

Таким образом достигается максимальное гидолизация ЭХГ раствором кальценированной соды и увеличение производительности узла гидролиза.

Характеристика оборудования

Реактор представляет собой пустотелый аппарат, вертикальный с эллиптическим днищем. Реактор служит для получения глицерина гидролизом эпихлоргидрина. Процесс протекает в пяти последовательно расположенных реакторах.

Исходные данные:  Объем реактора - 20 м3 

Высота цилиндрической части - 3500 мм

Внутренний диаметр - 2600 мм

Давление в реакторе - 0,3 кг/см2

Температура - 100°С

В соответствии с рабочими параметрами и учитывая, что среда слабощелочная, принимаем материал Ст - 20 сп.

Материал

ГОСТ

Предельные параметры

температура стенки, °С

давление, кг/см2

Ст-20 сп

ГОСТ 1050-60

от 40 до +475

20

2.7. Отходы производства и методы их утилизации

Сточные воды, их состав, количество и очистка

Для улавливания паров эпихлоргидрина из потока выбросов применяется абсорбер поз. С-181 и конденсатор поз. С- 137.

Сточные воды в результате слива технического оборудования. Состав выбросов: ЭХГ- не более 50 мг/л. Количество выбросов: 24 м3/ч. Способ очистки: БОС. Норма вредных выбросов 0,12 кг/с. Фактические выбросы 0,1 кг/с.

Сточные воды из ямы Г-113. Состав выбросов: глицерин н/б 350мг/л. Количество выбросов: 10700 м3/ч. Способ очистки: БОС. Норма вредных выбросов 374,5 кг/с. Фактические выбросы 368 кг/с 1.

Сточные воды из цеха № 17 в основном органические, поэтому предусмотрена подача стоков на биологические очистные сооружения.

Отходы, их состав, количество, влияние на окружающую природную среду, способы утилизации и хранения.

Отходы производства, количество, пути использования.

Отработанный активированный уголь АР-в. Количество выбросов: 60 м3/ч. Пути использования: захоронение отходов.

Отработанная фильтрованная бумага. Состав выбросов: бумага пропитанная глицерином и углём. Количество выбросов: 30 м3/ч. Пути использования: захоронение отходов.

Хлористый натрий после центрифуги поз. К-181. Состав выбросов: раствор хлористого натрия Количество выбросов: 42500 м3/ч. Пути использования: После растворения в цех № 9.

Кубовые остатки после аппарата поз. Г-111. Состав выбросов: Полиглицерины, глицерин, хлористый натрий. Количество выбросов: 2465,7 м3/ч. Пути использования: пылеуловитель, БОС.


 

А также другие работы, которые могут Вас заинтересовать

26071. Порядок исчисления и уплаты земельного налога 38 KB
  Налогоплательщиками налога признаются организации и физические лица обладающие земельными участками на праве собственности праве постоянного бессрочного пользования или праве пожизненного наследуемого владения. При установлении налога представительный орган муниципального образования законодательные представительные органы государственной власти городов федерального значения Москвы и СанктПетербурга вправе не устанавливать отчетный период. Порядок исчисления налога и авансовых платежей по налогу 1.
26072. Инвентаризация имущества и обязательств. Порядок отражения результатов инвентаризации на счетах бухгалтерского учета 36 KB
  Порядок отражения результатов инвентаризации на счетах бухгалтерского учета. Проведение инвентаризации имущества и обязательств является важным условием обеспечения достоверности данных бухгалтерского учета и отчетности организации. Порядок и сроки проведения инвентаризации организация устанавливает самостоятельно и закрепляет в учетной политике. Проведение инвентаризации обязательно в следующих случаях: при передаче имущества в аренду выкупе продаже; при преобразовании государственного или муниципального унитарного предприятия; перед...
26073. Расходы. Классификация затрат 43.5 KB
  Затраты это та часть расходов которая относится к данному отчетному периоду. Классификация затрат Затраты классифицируются по трем направлениям: для исчисления себестоимости продукции; для принятия управленческих решений; для осуществления контроля и регулирования. Для исчисления себестоимости продукции затраты классифицируются по следующим признакам: 1. По отношению к себестоимости продукции затраты делят на включаемые и не включаемые в себестоимость продукции.
26074. МСФО 41 «сельское хозяйство», понятие биологических активов 38 KB
  Сфера применения 1 Настоящий стандарт МСФО IAS 41 должен применяться для учета следующих объектов в случае если они связаны с сельскохозяйственной деятельностью: a биологических активов; b сельскохозяйственной продукции в момент ее сбора; и c государственных субсидий рассматриваемых в пунктах 34 и 35. МСФО IAS 16 Основные средства и МСФО IAS 40 Инвестиционное имущество; и b нематериальным активам связанным с сельскохозяйственной деятельностью см. 3 Настоящий стандарт применяется для учета сельскохозяйственной продукции...
26075. Сущность трастовых операций 44 KB
  Правоотношения связанные с трастом возникают в результате учреждения траста на основании договора об учреждении траста заключаемого учредителем траста и доверительным собственником в пользу бенефициара выгодоприобретателя траста. Предварительная обязанность доверительного собственника предоставлять условия по которым будет вестись работа траста. Доверительными собственниками не могут быть лица которые могут быть признаны бенефициарами по данному договору об учреждении траста органы государственной власти органы государственного...
26076. Материальная выгода. Налогообложение материальной выгоды 37.5 KB
  Налогообложение материальной выгоды В последнее время широкое распространение получила продажа товаров населению в кредит. И мало кто из покупателей подозревает что в такой ситуации у него может появиться доход называемый материальной выгодой. Статьей 212 НК РФ установлены особенности исчисления доходов получаемых в виде материальной выгоды. Экономия на процентах и материальная выгода Это один из наиболее часто встречающихся видов материальной выгоды.