2.4 Расчет материального баланса производства ипб с использованием в качеств катализатора хлорида алюминия

Расчет материального баланса осуществлялся в программе MathCad.

Исходные данные:

Производительность 98600 т/год по товарному ИПБ. Годовой фонд рабочего времени: (365 - 20)*24=8280 ч. Потери ИПБ на всех стадиях 3% масс.

ИПБ в товарном продукте 99,8%.

Количество ПАБ (в расчете на диизопропилбензол), возвращенного на переалкилирование - 200 кг/т ИПБ.

Массовое соотношение поступающего на алкирование сырья

бензол/пропилен =8,02:1.

Состав пропан-пропиленовой фракции (ППФ), % маcс пропилен – 41,5; этилена – 1,0; бутилен - 1.1; этан-2,0, пропан -55,0

Расход поступающего пропилена составляет, % мас: на образование ИПБ - 92; ПАБ – 0,4; смол – 3,8; механ. Потери-3,8 Этилен и бутилен полностью реагируют с бензолом.

Расход хлорида алюминия (А1С1з) - 19 кг на 1 т ИПБ. Катализатор представляет собой 20% мас. суспензию АlСl3 в ПАБ.

Состав ПАБ,% масс. ПАБ-95,75 ; бензол-2,88 ; бутилбензол -0,37 ; смолы ПАБ-1,00

Расход бензола на образование смол - 1.2 % мас. Механические потери бензола - 1% мас.

Количество бензола, вышедшее после осушки в азеотропной колонне - 76,8 %

Схема материальных потоков представлена на рисунке 8

Материальные потоки: I - свежий бензол, II - возвратный бензол, III -хлорид алюми- ния, IV - ПАБ, V - суспензия катализатора, VI - ПАБ на переалкилирование, VII - ППФ, VIII - реакционная масса(алкилат), IX - газообразные продукты, X - бензол-сырец, XI - газы после осушки.

1 - аппарат для приготовления катализаторной шихты, 2 - алкилатор, 3 - колонна осушки бензола-сырца

Рис. 8 - Схема материальных потоков алкилирования бензола пропиленом

Сводный материальный баланс действующего производства ИПБ с использованием в качестве катализатора хлорида алюминия представлен в таблице 20.

Таблица 20 - Сводный материальный баланс производства ИПБ с использованием в качестве катализатора хлорида алюминия

Приход Расход

Потоки т/год кг/час % масс. Потоки т/год кг/час % масс.

1 2 3 4 5 6 7 8

1.Бензол на осушку: 394933,97 49121,14 100 1.Реак.масса на ректиф. 453539,2 56410,32 100

бензол 396790,08 49086,76 99,93 Бензол 329048,1 40926,38 72,55

ИПБ 99,16 11,96 0,02 Толуол 99,29 12,35 0,02

толуол 99,16 11,96 0,02 ИПБ 98877,29 12298,17 21,80

вода 99,29 12,35 0,02 Этилбензол 1520,93 189,17 0,34

2.ППФ 41091,56 5110,89 100 Бутилбензол 1079,13 134,22 0,24

Этилен 401,76 49,97 1,72 ПАБ 19676,45 2447,32 4,34

Этан 799,42 99,43 1,45 Смолы ПАБ 2452,6 305,05 0,54

Пропилен 37910,21 4715,2 92,26 AlCl3 530,8 66,02 0,12

Пропан 1434,98 178,48 3,49 н-пропилбензол 151,63 18,86 0,03

Бутилен 450,96 56,09 1,1 Al(OH)3 102,75 12,78 0,02

3.ПАБ 18930,9 2354,59 100 2.Газоб.прод.(п.9) 5774,33 706,48 100

Этан 823,2804 99,43 14,07

4.Катализат.

суспензия 4456,18 554,25 100 Пропилен 3413,06 424,51 60,09

АlCl3 650,03 80,85 20 Пропан 1477,814 178,48 25,26

бензол 2147,73 267,13 2,3 НCl 33,6168 4,06 0,57

ПАБ 1636,06 203,49 76,6 вода 99,29 12,35 100

ИПБ 3,14 0,39 0,8

Толуол 3,14 0,39 0,3

Вода 16,08 2

Итого: 459412,61 57140,87 Итого: 459412,8 57129,15 100

2.9 Аналитический контроль

Аналитический контроль производства по проекту приведен в таблице 22.

Таблица 22 - Аналитический контроль производства

Наименование стадий процесса, место измерения параметра или отбора проб Контролируемый параметр Частота и способ контроля Нормы и технологические показатели Методы испытания и средства контроля Кто контролирует

Отделение алкилирования

1. Пропан-пропановая фракция из аппарата №2 Состав 1 раз в смену с записью в документации, аналитический Пропилена не менее 90% Хроматографический, ЦЛ-285 Лаборант службы качества

Пропадиена не более 0,15% Хроматографический, ЦЛ-285 Лаборант службы качества

Метилацетилена не более 0,25% Хроматографический, ЦЛ-285 Лаборант службы качества

Влага 1 раз в сутки с записью в документации, аналитический Не более 0,3мг/л Конденсационный, по точке росы ЦЛ-17 Лаборант службы качества

2. Линия подачи бензола в алкилатор №7 Влага 1 раз в сутки с записью в документации, аналитический Не более 0,009% По Фишеру ГОСТ 14870-77 Лаборант службы качества

3. Полиалкилбензолы после аппарата №34 Влага то же Не более 0,03% По Фишеру ГОСТ 14870-77 Лаборант службы качества

4. Реакционная масса после аппарата №14 Состав то же изопропилбензола не менее 22% Хроматографический, ЦЛ-254 Лаборант службы качества

5. Абгазы после аппара- та №8 Непредельные уг- леводороды 1 раз в сутки с записью в документации, аналитический не регламентируется Хроматографический, ЦЛ-285 Лаборант службы качества

Кислотность абга- зов 1 раз в сутки с записью в документации, аналитический то же Метод нейтрализации, ЦЛ-12 Лаборант службы качества

6. Реакционная масса алкилирования бензола этиленом Состав То же Этилбензола не ниже 20% Хроматографический, ЦЛ-317 Лаборант службы качества

7. Трубопровод нагнета- ния насоса №9 (кубовая жидкость колонны 2) Влага 1 раз в смену, с записью в документации, аналитический Не более 0,009% По Фишеру, ГОСТ 14870-77 Лаборант службы качества

Меры безопасности при эксплуатации производства.

12.4.1. Требования безопасности при пуске и остановке технологических систем и отдельных видов оборудования.

Основные правила плановой остановки цеха.

Основанием для плановой остановки цеха являются распоряжение начальника цеха или его заместителя, изданное на основании распоряжения технического директора общества.

О плановом останове цеха сообщается начальником цеха или его заместителем службам главного энергетика, обеспечивающим цех электроэнергией, паром, оборотной водой, а также и диспетчеру общества.

Остановка систем алкилирования производится в следующей последовательности:

12.4.1.1. Предупредить начальника смены склада жидких углеводородных газов (цех 109-110) и ведущего аппаратчика отделения ректификации об остановке.

12.4.1.2. Прекратить прием пропан-пропиленовой фракции в буфер № 2 сработать ППФ из него до рабочего давления в алкилаторе.

12.4.1.3. После срабатывания ППФ из буфера № 2 прекратить подачу свежего и возвратного катализаторного комплекса с аппарата № 3 и емкости № 17.

12.4.1.4. Прекратить прием осушенного бензола в алкилатор № 7.

12.4.1.5. После закрытия арматуры на уравнительной линии от сборника № 14 избыточным давлением в алкилатор № 7 выдавить реакционную массу алкилирования из аппаратов №№ 16, 14, 16а в емкость № 17, после срабатывания уровня в малом отсеке аппарата № 17 остановить насосы № 19 и № 49, прекратить циркуляцию водного раствора хлористого алюминия и подачу воды на смеситель № 21/1.

12.4.1.6. Стравить давление с аппаратов № 1, 2, 7, 8, 14, 16, 16а через регулирующий клапан после конденсатора № 8 через линию абгаза на улавливание.

12.4.1.7. Прекратить подачу пара в испаритель № 1/2, кипятильник № 77.

12.4.1.8. Освободить от полиалкилбензолов систему циркуляции из аппаратов № 8, 1/1, 10а, 10б, 29 насосом № 62 в аппарат № 67/2.

12.4.1.9. Прекратить циркуляцию воды через аппарат № 55, щелочи через скруббер № 53, смеситель № 21 и аппарат № 67/1.

12.4.1.10. Прекратить подачу промышленной воды в холодильники № 16, 16а, 10б, 48.

12.4.1.11. Подавать все полиалкилбензолы в абсорбер № 82 до прекращения их подачи из корпуса 0409.

12.4.1.12. После срабатывания уровня в емкости № 24 остановить насос № 27 и прекратить подачу промышленной воды на колонну № 28.

Остановка отделения ректификации производится в следующей последовательности:

12.4.1.13. Предупредить цех пароснабжения о прекращении приема пара Р = 30 атм. и откачки парового конденсата.

12.4.1.14. Потребовать от начальника смены цех. 0401 и аппаратчика узла разложения и нейтрализации корп. 0402 прекращения подачи реакционной массы алкилирования.

12.4.1.15. Остановить насосы № 29, 49, 59 по перекачке кубовой жидкости колонн.

12.4.1.16. Прекратить отбор дистиллата колонн.

12.4.1.17. Прекратить подачу пара в кипятильники колонн.

После прекращения отпарки легких углеводородов произвести останов насосов № 17, 27, 47, 57, 67.

12.4.1.18. Сдренировать пароконденсатную смесь через дренажи с коллектора пара Р = 160 г/см2 и спускники конденсатосборников № 85 корректификации.

12.4.1.19. Закрыть арматуру после сепаратора № 81 в коллектор пара Р = 6 кгс/см2, открыв арматуру помимо ППК на воздушку.

12.4.1.20. В случае работы ПЭУ на паре Р = 16 кгс/см2 перевести их на работу на пар Р = 6 кгс/см2, а после снижения температуры в колоннах последние отсечь от ПЭУ с прекращением подачи пара Р = 6 кгс/см2.

12.4.1.21. Прекратить подачу воды на все конденсаторы и холодильники.

12.4.1.22. После срабатывания конденсата из сборника № 86 и ХЗВ из сборника № 84 остановить насосы № 76 и 82.

ОСНОВНЫЕ ПРАВИЛА АВАРИЙНОЙ ОСТАНОВКИ ПРОИЗВОДСТВА.

При отключении электроэнергии.

По отделениям алкилирования и очистки сточных вод.

12.4.1.23. Прекратить подачу пара в испаритель № 1/2.

12.4.1.24. Прекратить подачу пропан-пропиленовой фракции в испаритель № 1 и алкилатор № 7, сообщив об этом начальнику смены цеха № 109-110.

12.4.1.25. Прекратить подачу в алкилатор № 7 бензола, полиалкилбензолов и катализаторного комплекса.

12.4.1.26. Прекратить подачу реакционной массы из аппарата № 14 на разложение и отмывку.

12.4.1.27. Прекратить отбор абгазов из аппарата № 8 на узел абсорбции, закрыть арматуру после аппарата № 8.

12.4.1.28. Прекратить подачу воды в аппараты №№ 28, 67, 2/1.

12.4.1.29. Прекратить подачу полиалкилбензолов, воды и раствора щелочи в системы улавливания бензола, нейтрализации и отмывки абгазов.

12.4.1.30. Прекратить подачу пара в кипятильники № 77 и остановить колонны №№ 46, 76.

12.4.1.31. Прекратить подачу пара в колонну № 16.

12.4.1.32. Закрыть запорную арматуру на нагнетательных трубопроводах всех насосов.

По отделению ректификации.

12.4.1.33. Прекратить подачу пара в кипятильники №№ 3, 13, 23, 33, 43, 53, 63 и подогреватели №№ 11/1-2, 41.

12.4.1.34. Закрыть арматуру на вакуумных линиях, отключить колонны от пароэжекционных установок.

12.4.1.35. Прекратить подачу питания на колонны №№ 2, 12, 22, 32, 42, 52, 62.

12.4.1.36. При заполнении сборников №№ 16, 26, 36, 46, 56, 66 более 0,8 объема слить продукт из них в аварийную емкость № 79.

При заполнении сборника № 86 конденсат слить в колодец № 32 химзагрязненной канализации.

12.4.1.37. Закрыть арматуру на нагнетательных трубопроводах всех насосов.

ПРИ ПРЕКРАЩЕНИИ ПОДАЧИ ВОДЫ.

По отделению алкилирования.

12.4.1.38. Прекратить подачу пара в испаритель № 1/2.

12.4.1.39. Прекратить подачу пропан-пропиленовой фракции в испаритель № 1 и алкилаторы № 7.

12.4.1.40. Прекратить подачу в алкилаторы №7 бензола, полиалкилбензолов и катализаторного комплекса.

12.4.1.41. Закрыть запорную арматуру на линиях подачи воды в аппараты №№ 16а, 16, 67, 21-1, 28 и открыть спускники для стравливания воздуха на линиях обратной воды с аппаратов № 16, 16а.

12.4.1.42. Прекратить подачу пара в кипятильники № 77.

12.4.1.43. Прекратить подачу реакционной массы на узел разложения катализаторного комплекса и нейтрализации.

При длительном отсутствии воды в зимнее время слить воду из аппаратов № 10б, 16, 16а в химзагрязненную канализацию цеха.

По отделению ректификации.

12.4.1.44. Дистанционно закрыть пар Р=16 и 6-ати на цех, а затем дистанционно - в кипятильники и подогреватели.

12.4.1.45. Прекратить подачу пара в кипятильники №№ 3, 13, 23, 33, 43, 53, 63 и подогреватели №№ 11/1-2, 41 путем закрытия арматур.

12.4.1.46. Остановить пароэжекционные установки.

12.4.1.47. Прекратить подачу питания в ректификационные установки №№ 2, 12, 22, 32, 42, 52, 62 и прекратить отбор продуктов из них.

12.4.1.48. Прекратить подачу флегмы в колонны и отбор дистиллата.

12.4.1.49. Закрыть арматуру на линиях прямой и обратной воды в аппараты №№ 4, 10, 14, 20, 24, 34, 40, 44, 54, 60, 64, 71, 5, 15/1-2-3, 25/1-2, 35, 45, 55, 65 и открыть спускники на линиях обратной воды.

При длительном отсутствии воды в зимнее время необходимо слить воду из этих аппаратов химзагрязненную канализацию.

По отделению очистки и нейтрализации сточных вод.

12.4.1.50. Прекратить подачу пара в колонну № 16.

12.4.1.51. Прекратить подачу питания в колонну № 16.

12.4.1.52. Закрыть арматуру на линиях прямой и обратной воды в аппаратах №№ 17, 25. При длительном отсутствии воды в зимнее время необходимо слить воду из аппаратов №№ 17, 25 в химзагрязненную канализацию цеха.

ПРИ ПРЕКРАЩЕНИИ ПОСТУПЛЕНИЯ ПАРА ВЫСОКОГО ДАВЛЕНИЯ.

По отделению алкилирования и очистки сточных вод.

12.4.1.53. При продолжительном отключении пара Р=16 ати отделения алкилирования и очистки работают до заполнения резервуара № 6 до 0,8 объема реакционной массой, после чего отделение останавливается в соответствии с технологическими инструкциями по эксплуатации отдельных узлов отделения.

По отделению ректификации.

12.4.1.54. Закрыть арматуру на линиях подачи пара в кипятильники №№ 13, 23, 33, 43, 53, 63.

12.4.1.55. Прекратить подачу питания на колонны №№ 12, 22, 32, 42, 52, 62 и отбор дистиллата и кубовой жидкости из них и остановить насосы № 29, 49..

12.4.1.56. По прекращению поступления продуктов в аппараты №№ 16, 26, 36, 46, 56, 66 остановить насосы №№ 17, 27, 47, 57 и 67.

12.4.1.57. Остановить колонну № 2 после заполнения реакционной массой резервуара № 6 в цехе № 0401 и после останова отделения алкилирования.

12.4.1.58. Закрыть всю арматуру на насосах.

12.4.1.59. Закрыть арматуру на линии поступления пара Р=16 ати в корпус № 0409.

ПРИ ПРЕКРАЩЕНИИ ПОСТУПЛЕНИЯ ПАРА Р=6ати.

По отделению алкилирования и очистки сточных вод.

12.4.1.60. Прекратить подачу пропан-пропиленовой фракции в испаритель № 1/2 и алкилаторы № 7.

12.4.1.61. Остановить алкилирование в соответствии с технологическими инструкциями по эксплуатации отдельных узлов отделения.

12.4.1.62. Закрыть арматуру на линиях поступления пара Р=6 ати корпусов №№ 402, 411.

12.4.1.63. Закрыть арматуру на линиях подачи пара в колоннах №№ 16, 46.

По отделению ректификации.

12.4.1.64. Закрыть арматуру на линии поступления пара 6 ати в корпус № 409.

12.4.1.65. Снизить давление пара вторичного вскипания в сепараторе № 81 до Р=4 ати.

12.4.1.66. Уменьшить до минимума расход пара вторичного вскипания на подогреватель № 11/1-2, 41.

12.4.1.67. Нагрузку по питанию "сырым" бензолом на колонну № 2 регулировать в зависимости от температурного режима колонны.

ПРИ ОТКЛЮЧЕНИИ НА ЦЕХ ВОЗДУХА КИП.

По отделению алкилирования.

12.4.1.68. Закрываются клапаны типа "НЗ" на линиях:

а) приема пропан-пропиленовой фракции или этилена в цех;

б) подачи бензола в алкилаторы № 7;

в) подачи пропан-пропиленовой фракции или этилена в алкилаторы № 7;

г) подачи пара в испаритель № 1/2;

д) подачи пара в колонну № 6;

е) подачи пара в кипятильники № 77;

ж) подачи пара в колонну № 16;

з) подачи пара в колонну № 16;

и) подачи реакционной массы на питание колонны № 76.

12.4.1.69. Открываются клапаны типа "НО" на линиях:

а) выхода реакционной массы из аппарата № 14;

б) выхода абгазов после аппарата № 8;

в) подачи реакционной массы в аппарат № 8;

г) подачи реакционной массы на смеситель № 21/1;

д) подачи химзагрязненной воды в колонну № 46.

По отделению ректификации.

12.4.1.70. Закроются клапана типа "НЗ" на линиях:

а) приема в цех пара 30 ати;

б) подачи бензола на питание колонны № 2;

в) передачи кубовой жидкости колонн № 12;

г) откачки возвратного бензола на склад ЛВЖ;

д) подачи пара в кипятильники № 23;

е) откачки кубовой жидкости колонны № 22/1 на питание колонны № 22/2;

ж) откачки полиалкилбензолов в корпус 402;

з) подачи пара в кипятильники № 43;

и) подачи пара в кипятильник № 53;

к) откачки изопропилбензола на склад ЛВЖ;

л) подача пара в кипятильник № 63;

м) приема в цех пара Р=14 ати;

н) откачки "сухого" бензола в корпус № 0402;

о) подача пара в кипятильник № 13;

п) подача пара в кипятильник № 33;

р) откачки кубовой жидкости колонны № 42 на питание колонны № 52;

с) откачки дистиллата колонны № 42;

т) слива кубовой жидкости колонны № 62;

у) откачки дистиллата колонны № 62;

ф) подача пара в кипятильник № 3.

12.4.1.77. Открываются клапана типа "НО" на линиях:

а) выхода конденсата с аппаратов № 85, колонн № 12, 22, 32, 42, 52, 62;

б) подачи флегмы на колонну № 12;

в) подачи флегмы на колонну № 32;

г) подачи флегмы на колонну № 42;

д) подачи питания на колонну № 12;

е) регулировки вакуума на колонны №№ 22/1, 52;

ж) подачи флегмы на колонну № 22;

з) перепуска между нагнетанием и всасом насоса № 82;

и) подачи флегмы на колонну № 52;

к) подачи флегмы на колонну № 62.

12.4.1.72. При кратковременном прекращении подачи воздуха для КИП перейти на ручное управление по шунтам.

12.4.1.73. При длительном отсутствии воздуха на КИП более 15 минут остановить отделение алкилирования и ректификации согласно действующим инструкциям.

Основные правила планового пуска цеха.

Пуск производится по распоряжению начальника цеха или его заместителя по согласованию с диспетчером общества.

Подготовка цеха к пуску производится в следующей последовательности:

12.4.1.74. Проверяется исправность аппаратов, трубопроводов, запорной арматуры, предохранительных клапанов.

12.4.1.75. Проверяется снятие заглушек, поставленных перед ремонтом и во время ремонта на трубопроводах и аппаратах.

12.4.1.76. Проверяется наличие и исправность КИП.

12.4.1.77. Принимаются в цех: воздух КИП, пар 30 ати, пар 14 ати, оборотная вода, рассол.

12.4.1.78. Включается аварийно-предупредительная сигнализация и блокировка.

Отделение алкилирования.

12.4.1.79. Поставить на циркуляцию через скрубберы №№ 53, 55 щелочь и воду.

12.4.1.80. Произвести пуск насоса № 30 на циркуляцию захоложенных ПАБов через аппараты №№ 8, 1/1, 10а.

12.4.1.81. Подать оборотную воду на аппараты №№ 10б, 16, 16а, 48, 78 и антифриз на аппараты №№ 10а, 34, 40, 78а.

12.4.1.82. Подать пар на испаритель № 1/2.

12.4.1.83. Начать прием бензола в количестве 1015 т/час из корпуса 0409.

12.4.1.84. Произвести пуск насоса № 6 и закачать катализаторный комплекс в алкилатор № 7.

12.4.1.85. Начать прием пропан-пропиленовой фракции или этилена в алкилатор № 7 после испарения ее в испарителе № 1/2.

12.4.1.86. После появления уровня углеводов в отстойнике № 17 и достижения температуры в алкилаторе 100С подать возвратный катализаторный комплекс насосом № 18 из отстойника № 17.

12.4.1.87. После нейтрализации реакционной массы подать ее на колонну № 28 насосом № 27.

12.4.1.88. Следить за нормальной эксплуатацией и регулированием процесса по контролируемым параметрам.

Отделение ректификации.

После получения реакционной массы в отделении алкилирования приступить к пуску отделения ректификации в следующей последовательности:

12.4.1.89. Принять оборотную воду на циркуляцию через все конденсаторы и холодильники.

12.4.1.90. Совместно со слесарем КИП проверить сигнализацию и подготовить к работе КИП.

12.4.1.91. После согласования с теплоцехом принять на корпус пар Р=30 ати и Р=14 ати.

12.4.1.92. Подать пар в кипятильники колонн при начале отпарки углеводородов легкой фракции, приступить к пуску насосов, с подачей флегмы на колонны. После достижения регламентных температур начать отбор товарной и побочной продукции.

12.4.1.93. Следить за нормальной эксплуатацией и регулированием процесса.

Правила пуска и остановки цеха в зимнее время.

Правила остановки отделения алкилирования.

12.4.1.94. Предупредить начальника смены цеха 0109-0110 о необходимости остановки узла алкилирования.

12.4.1.95. Прекратить прием пропан-пропиленовой фракции в буфер № 2 и сработать ППФ из него до рабочего давления в алкилаторе.

12.4.1.96. После срабатывания ППФ из буфера № 2 прекратить подачу свежего и возвратного катализаторного комплекса с аппарата № 3 и отстойника № 17. Линию нагнетания насоса № 6 промыть ПАБами в алкилатор.

12.4.1.97. Предупредить ведущего аппаратчика отделения ректификации об остановке и прекратить прием осушенного бензола в алкилатор № 7 и продуть обе линии осушенного бензола из корпуса 409 в алкилатор азотом.

12.4.1.98. Закрыть арматуру на уравнительной линии от аппарата № 14 к аппаратам № 7 и избыточным давлением в алкилаторе № 7 выдавить реакционную массу алкилирования из аппаратов №№ 16, 14, 16а в отстойник № 17.

12.4.1.99. Стравить давление из аппаратов № 1, 7, 8, 14, 16, 16а через регулирующий клапан после конденсатор № 8 в систему улавливания бензолов и нейтрализации абгазов.

12.4.1.100. После срабатывания уровня в отстойнике № 17 остановить насос № 19, прекратить подачу воды на смеситель № 21/1 и остановить насос № 9.

12.4.1.101. Обеспечить контроль за циркуляцией воды через аппараты №№ 10б, 16, 16а, 48, 78.

12.4.1.102. После спада давления в системе алкилирования абгазы с аппарата № 56 перевести с линии факела на "свечку".

12.4.1.103. Не допуская перегрева подать пар на испаритель № 1/2.

12.4.1.104. После срабатывания уровня в аппарате № 24 остановить насос № 27, продолжая подавать промышленную воду в количестве 4,55 т/ч на аппараты № 28, 672 и вести циркуляцию воды через аппараты № 672, 28, 61, 61а, 46 или 16, оставить в работе насосы № 23/1,4.

12.4.1.105. Полиалкилбензолы из корпуса 409 подавать на абсорбер № 82 до останова отделения ректификации.

В случае полного останова отделения алкилирования:

12.4.1.106. Прекратить циркуляцию воды через аппараты № 16, 16а, 10б, 78, 48, слить воду с трубопроводов и аппаратов. Воздушки и спускники оставить открытыми.

12.4.1.107. Потребовать от теплоцеха закрыть на эстакаде пар = 14 кгс/см2. Сдренировать пароконденсатную смесь с прицехового и цехового коллектора. Стравить пароконденсатную смесь с испарителя № 1/2, кипятильников № 77/1, 2 и общей линии конденсата в аппарат № 86 корпуса 409 через дренажные устройства. Арматуру на приеме конденсата в аппарат № 86 закрыть.

12.4.1.108. Закрыть воду на аппараты № 67/2, 28, остановить насосы № 23/1,4 и продуть линию нагнетания насоса в колонну № 16 или линию слива ХЗВ с колонны № 46 в аппарат № 24 корпуса 411.

Прекратить прием ХЗВ из корпуса 409 и из цеха 0401. Линию продуть.

12.4.1.109. Остановить насосы на циркуляции щелочи и воды через аппараты №№ 53, 67/1, 55; насос № 30 на циркуляции ПАБ через аппараты № 8, 1/1, 10б, 10а остановить.

Правила останова отделения ректификации.

12.4.1.110. Потребовать от аппаратчика синтеза, обслуживающего установку депропанизации корпуса 402, о прекращении подачи реакционной массы алкилирования.

12.4.1.111. Поставить в известность цех пароснабжения о сокращении приема пара Р=30 кгс/см2 на корпус 0409 и сократить расход пара на кипятильники №№ 13/1, 2, 23/1, 2, 33/1, 2, 53/1, 2, 3, 43/3, 63. Перевести колонны в режим работы "на себя". Колонну № 2 перевести в режим работы "на себя" с циркуляцией по кубу.

12.4.1.112. Остановить насосы № 29, 49 по перекачке кубовой жидкости колонн №№ 221, 42.

Прекратить подачу питания на колонны №№ 221, 42, 62, перекрыть соответствующую арматуру.

Прекратить отбор ПАБ в 402 корпус, ЭБ-фракции в цех 0401, товарного ИПБ (ЭБ) в цех 0401, возвратного бензола в цех 0401 и на питание колонны № 2 регулирующими клапанами, затем арматурой по месту.

12.4.1.113. Обеспечить контроль за циркуляцией воды через аппараты №№ 4, 14/1,2, 24/1, 2, 34, 44, 54, 64, 5, 15/3, 4, 25/1, 2, 45, 55, 65, 10, 20, 40, 60, 71, 48а, 94, 83 и конденсаторы ПЭУ.

Обеспечить контроль за подачей флегмы на колонны № 12/1, 2, 22/1, 2, 42, 52, 62 и кубовой жидкости колонны № 2 на питание колонны.

12.4.1.114. Продуть линии обратного бензола с колонны № 12 (при схеме получения этилбензола - колонны № 42), линии смолы ПАБ, этилбензольной фракции в цех 401, сухого бензола - в корпус № 402.

В случае полного останова отделения ректификации.

12.4.1.115. Потребовать от теплоцеха закрытия пара Р=30 кгс/см2 и р=14 кгс/см2 на эстакаде. Закрыть пар на кипятильники № 3, 13/1, 2, 23/1-4, 33/1, 2, 43/3, 53/1-3, 63 и испарители № 11/1, 2, 41. Сдренировать пароконденсатную смесь с кипятильников, вывернуть верхнюю и нижнюю пробки кипятильников и испарителей, открыть все дренажи и спускники. Продуть межтрубное пространство кипятильников и испарителей азотом до отсутствия влаги на выходе из аппаратов. Сдренировать пароконденсатную смесь с конденсатных горшков, с коллекторов конденсата аппаратов № 85, с аппаратов № 30, 78, 83, 81, с общего коллектора конденсата пара от 81 аппарата до 86 сборника. Аппараты продуть до отсутствия в них влаги.

Откачать конденсат с аппарата № 86 в заводской коллектор конденсата, остановить насос № 76. Линию нагнетания продуть и поставить в известность пароцех о прекращении откачки конденсата.

Остатки конденсата с аппарата № 86, 76 слить в ХЗК предприятия.

12.4.1.116. По мере прекращения отпарки на колоннах № 12/1, 2, 22/1, 2, 42, 52, 62 остановить насосы №№ 8, 10, 20, 30, 46, 16, 66 через 79 емкость откачать на склад ЛВЖ. Линию продуть.

12.4.1.117. После остановки колонны № 2 продуть азотом линию питания колонны № 2 и линию возвратного бензола с колонны № 2 в 0401 цех. Кубовую жидкость колонны № 2 слить в емкость № 79 с последующей откачкой на склад ЛВЖ.

12.4.1.118. Прекратить циркуляцию воды через аппараты №№ 4, 14/1, 2, 24/1, 2, 34, 44, 54, 64, 5, 15/3, 4, 25/1, 2, 35, 45, 55, 65, 10, 20, 40, 71, 60, 94, 83 и конденсаторы ПЭУ.

Слить воду с аппаратов и трубопроводов, воздушки и спускники оставить открытыми. Линии аппаратов продуть азотом до исчезновения влаги.

Пуск отделения алкилирования.

12.4.1.119. Проверить исправность аппаратов, трубопроводов, запорной арматуры, предохранительных клапанов.

12.4.1.120. Проверить исправность КИП, аварийно-предупредительной сигнализации и блокировки.

12.4.1.121. Принять на корпус пар Р=14кгс/см2, не допуская гидроударов. Принять оборотную воду, воздух КИП, рассол - если на период останова прием их на корпус прекращался.

12.4.1.122. Произвести пуск насоса № 30 на циркуляцию зохоложенных ПАБов через аппараты № 8, 1/1, 10а, 10б.

12.4.1.123. Поставить на циркуляцию щелочь через аппараты № 53, 67/1 и воду через аппараты № 55, 28, 67/2.

После заполнения аппаратов № 61, 61а водой включить в работу насосы № 23/1, 4 и узел отпарки углеводородов - колонну № 46 или № 16.

12.4.1.124. Подать оборотную воду на аппараты №№ 48, 16а, 10б, 16, 78 и антифриз на аппараты № 10а, 34, 40, 78а.

12.4.1.125. Подать пар на аппараты № 1/2, 46.

12.4.1.126. После получения положительного анализа на влагу в осушенном бензоле (н/б 0,009 % вес.) начать прием его из корпуса 0409 в аппарат № 7 в количестве 1015 т/ч.

12.4.1.127. По согласованию с начальником смены цеха 0109-0110 принять ППФ в корпус 0402 через испарители № 1/1, 2 в аппарат № 7 в небольшом количестве, около 1,5 т/ч для подогрева оборудования.

12.4.1.128. Произвести пуск насоса № 6 и закачать катализаторный комплекс в аппарат № 7.

12.4.1.129. После появления уровня углеводородов в отстойнике № 17 и достижения температуры в аппарате № 7 80С подать возвратный катализаторный комплекс насосом № 18 из отстойника № 17. Расходы возвратного катализаторного комплекса в аппарат № 7 вести по мере накопления его в емкости № 17.

12.4.1.130. При появлении уровня в малом отсеке аппарата № 17 включить в работу насосы № 19, 49, выдерживать соотношение РМА и циркулирующего раствора алюмохлорида.

12.4.1.131. Включить в работу насос № 12/2, 3 на нейтрализации РМА 10 % раствором NaOH.

После появления уровня в малом отсеке аппарата № 24 включить насос № 27 на подаче РМА на колонну № 28 для отмывки РМА от NaOH.

По отделению ректификации.

12.4.1.132. Проверить исправность аппаратов, трубопроводов, запорной арматуры, предохранительных клапанов.

12.4.1.133. Принять на корпус пар Р=30 кгс/см2 и Р=14 кгс/см2 по разрешению пароцеха, не допуская гидроударов.

Принять оборотную воду, воздух КИП, рассол, если на период останова прием их на корпус прекращался.

12.4.1.134. Принять оборотную воду на циркуляцию через аппараты №№ 4, 14/1, 2, 24/1, 2, 34, 44, 54, 64, 5, 15/3, 4, 25/1, 2, 35, 45, 55, 65, 10, 20, 40, 60, 71, 94, 83 и конденсаторы ПЭУ.

12.4.1.135. Подать пар в кипятильники №№ 13, 23, 33, 43, 53, 63, 3, подогреватели №№ 11, 41 и ПЭУ, не допуская гидроударов.

12.4.1.136. Набрать вакуум на колоннах №№ 22/1, 2, 32, 52 согласно технологии.

12.4.1.137. После появления уровня в сборниках №№ 16, 26, 36, 46, 56, 66 пустить насосы с подачей флегмы на колонны.

12.4.1.138. Принять реакционную массу на колонну № 12 и после достижения регламентных температур начать отбор товарной и побочной продукции.

12.4.1.139. Принять сырой бензол со склада ЛВЖ на колонну № 2 и после достижения регламентных температур отобрать пробу сухого бензола на содержание влаги (не более 0,009 % вес.).

При получении положительного анализа сухого бензола и по просьбе аппаратчика синтеза узла алкилирования передать бензол в 402 корпус.

2.11 Расчет материального баланса производства ИПБ с использованием цеолита в качестве катализатора процесса

На основе разработанной технологической схемы (рис) была составлена расчетная схема процесса (рисунок 1), по которой был произведен расчет материального баланса по проекту в программном пакете Hysys 2006.

1,3,5,9 - теплообменники; 2 - колонна азеотропной осушки; 10,11 - насосы; 12- холодильник; 4-алкилатор; 8-переалкилатор; 7-абсорбер; 6,13 –дроссели

Рисунок 1 - Расчетная схема материального баланса по проекту для программного пакета Hysys 2006

Реакции и значение конверсии по компонентам, заданные в программе представлены в таблице 1

Таблица 1 - Реакции с рассчитанными значениями конверсии по базовому компоненту

Тип реакции, что получается Реакция Базовый компонент / фаза Конверсия по базовому компоненту (масс.)

1 2 3 4

Конверсионная, кумол (ИПБ) C6H6 + C3H6→ C6H5 - CH2 - (CH3)2 пропилен / газовая 92.28

Конверсионная, этилбензол

C6H6 + C2H4→ C6H5 - CH2 - CH3

бензол / жидкая

0.41

Конверсионная, бутилбензол C6H6 + CH3- C3H6 → C6H5 - CH2 - CH2 - CH2 - CH3

бензол / жидкая

0.21

Конверсионная, смолы ПАБ C6H3(C3H7)2 + C3H6→ C6H2(C3H7)3 + C3H8 → C6H2(C3H7)3 пропилен / газовая 0.3

Конверсионная, переалкилирование (получение кумола)

C6H4(C3H7)2 + C6H6 →2 C6H5C3H7 диизопропилбензол / жидкая

95

Конверсионная, н- пропилбензол

C6H6 + C3H6→ C6H5 - CH2 - (CH3)2

пропилен / газовая

0.03

Конверсионная, полиалкилбензолы

C6H6+ 2C3H6 = C6H4(C3H7)2

пропилен / газовая

4.350

Материальный баланс по проекту приведен в таблице 2.

Таблица 2 - Сводный материальный баланс производств ИПБ по проекту с использованием цеолита UZM-8HR

Приход Расход

Потоки т/год кг/час %масс. Потоки т/год кг/час %масс.

1. Бензол на осушку: 397087,96 49389,05 100 1. В аппарат 10 91213,00 11344,90 100

-бензол 396790,08 49352,00 99,92 -бензол 91101,24 11331,00 99,88

-толуол 99,29 12,35 0,03 -толуол 7,64 0,95 0,01

-изопропилбензол 99,29 12,35 0,03 -ИПБ 4,82 0,60 0,01

-вода 99,29 12,35 0,03 -вода 99,29 12,35 0,11

2. ППФ 41091,56 5110,89 100 2. Абгазы 3052,31 379,64 100

-пропан 1434,98 178,48 3,49 -бензол 6,11 0,76 0,20

-пропилен 37910,21 4715,20 92,26 -пропан 1106,71 137,65 36,26

-этан 799,42 99,43 1,95 -пропилен 1205,76 149,97 39,50

-этилен 401,76 49,97 0,98 -бутан 52,34 6,51 1,71

-бутан 94,23 11,72 0,23 -этан 681,39 84,75 22,32

-бутилен-1 450,96 56,09 1,10 3. Сдувка 319,19 39,70 100,00

-бензол 286,71 35,66 89,82

3. ПАБ 18743,17 2331,24 100 -пропан 8,44 1,05 2,64

-полиалкилбензолы 18743,17 2331,24 100 -пропилен 0,64 0,08 0,20

Продолжение таблицы 2

Приход Расход

Потоки т/год кг/час %масс. Потоки т/год кг/час %масс.

-ИПБ 17,45 2,17 5,47

-этилбензол 0,08 0,01 0,03

-бутилбензол 0,08 0,01 0,03

-бутан 0,40 0,05 0,13

-ПАБ 0,40 0,05 0,13

-этан 4,98 0,62 1,56

4. Кумол на ректиф. 362338,20 45066,94 100,00

-бензол 235893,60 29340,00 65,10

-толуол 91,58 11,39 0,03

-пропан 319,75 39,77 0,09

-пропилен 30,31 3,77 0,01

-изопропилбензол 104053,68 12942,00 28,72

-этилбензол 1520,12 189,07 0,42

-бутилбензол 1078,81 134,18 0,30

-н-пропилбензол 27,58 3,43 0,01

-смолы ПАБ 237,26 29,51 0,07

-бутан 41,49 5,16 0,01

-ПАБ 18930,98 2354,60 5,22

-этан 113,04 14,06 0,03

Итого 456922,69 56831,18 100 Итого 456922,69 56831,18 100,00

Ниже представлены расчетные значения программы Hysys 2006 по потоком.

Рисунок 2 - Скриншот вводимых параметров окна Hysys для потока.3."Бензол на осушку", кг/ч

Рисунок 3-Скриншот вводимых параметров окна Hysys для потока ПАБ кг/ч

Рисунок 4 - Скриншот вводимых параметров окна Hysys для потока а "ППФ", кг/ч

Рисунок 5 - Скриншот вводимых парамет- ров окна Hysys для потока а "Абгазы",кг/ч

Рисунок 6 -Скриншот вводимых параметров окна Hysys для потока "в 10 аппарат",кг/ч

Рисунок 7 - Скриншот вводимых парамет- ров окна Hysys для потока "Кумол на ректификацию", кг/ч

Рисунок 8 - Скриншот вводимых параметров окна Hysys для потока а "Сдувка", кг/ч

Ниже приведены таблицы материальных балансов колонны , алкилатора и переалкилатора соответственно и абсорбера .

Материальный баланс колонны был рассчитан по схеме 1

1 - в колонну; 2 - дистиллят; 3 - осушенный бензол

Рисунок 9- Материальные потоки колонны

Сводная таблица материального баланса азеотропной колонны представлена в таб 3.

Таблица 3 - Сводный материальный баланс колонны .

Потоки Приход (поток 1) Потоки Расход (поток 2 и 3)

кг/час % масс. кг/час % масс.

1. в колонну: 49389,05 100 1. Дистиллят (поток 2) 11344,90 100

-бензол 49352,00 99,93 -бензол 11331,00 99,88

-толуол 12,35 0,025 -толуол 0,95 0,01

-изопропилбензол 12,35 0,025 -изопропилбензол 0,6 0,01

-вода 12,35 0,025 -вода 12,35 0,11

2. Осушенный бензол (поток 3) 38044,15 100

-бензол 38021,00 99,94

-толуол 11,40 0,03

-ИПБ 11,75 0,03

Всего: 49389,05 100 Всего: 49389,05 100

Рисунок 10 - Скриншот вводимых параметров окна Hysys для потока "в колонну", кг/ч

Рисунок 11 - Скриншот вводимых параметров окна Hysys дляпотока"дистиллят,кг/ч.

Рисунок 12 - Скриншот вводимых параметров окна Hysys для потока "осушенный бензол",кг/ч

Материальный баланс алкилатора был рассчитано по схеме 13.

Рисунок 13 - Материальные потоки алкилатора

Расходные коэффициенты (в кг/кг) рассчитывают по данным таблицы 4:

По бензолу: 42640,3 / 12437,25 = 3,43

12437,25 = 12449 – 11,75 – кол-во образовавшегося изопропилбензола;

42640,3 = 38021 + 4619,3 – кол-во поступившего бензола.

По пропилену: 4718,46 / 12437,25 = 0,40

4718,46 = 4715,20 + 3,46 – кол-во поступившего пропилена.

Таблица 4 - Сводный материальный баланс.

Потоки Приход Потоки Расход

кг/час % масс. кмоль/ч мольные доли кг/час % масс. кмоль/ч мольные доли

1 2 3 4 5 6 7 8 9 10

1. Поток 4 38044,34 100 486,98 100 1. Вверх 5287,24 100 71,28 100

-бензол 38021,00 99,94 486,76 99,95 -бензол 4619,90 87,38 59,15 83,00

-толуол 11,40 0,03 0,12 0,03 -толуол 0,58 0,01 0,01 0,01

-ИПБ 11,75 0,03 0,10 0,02 -пропан 140,55 2,66 3,19 4,47

1 2 3 4 5 6 7 8 9 10

2. ППФ 5110,88 100 122,39 100 -пропилен 153,23 2,90 3,64 5,11

-пропан 178,47 3,49 4,05 3,31 -ИПБ 267,26 5,05 2,22 3,12

-пропилен 4715,20 92,26 112,05 91,55 -этилбензол 5,33 0,1 0,05 0,07

-этан 99,43 1,95 3,31 2,70 -бутилбензол 0,74 0,01 0,01 0,01

-этилен 49,97 0,98 1,78 1,46 -пропилбензол 0,05 0,00 0 0

-бутан 11,73 0,23 0,20 0,16 -бутан 6,93 0,13 0,12 0,17

-бутилен-1 56,09 1,11 1,00 0,82 -ПАБ 7,28 0,14 0,05 0,06

3. Рецикл 7238,78 100 76,00 100 -этан 85,39 1,62 2,84 3,98

-бензол 4619,30 63,82 59,14 77,81 2. Реакц. масса 45107,48 100 504,09 100

-толуол 0,58 0,01 0,01 0,01 -бензол 29582,00 65,58 378,72 75,13

-пропан 2,90 0,04 0,07 0,09 -толуол 11,40 0,03 0,12 0,02

-пропилен 3,26 0,05 0,08 0,10 -пропан 40,83 0,09 0,93 0,18

-ИПБ 267,26 3,69 2,22 2,93 -пропилен 52,37 0,12 1,24 0,25

-этилбензол 5,33 0,07 0,05 0,07 - ИПБ 12449,00 27,60 103,57 20,55

-бутилбензол 0,74 0,01 0,01 0,01 -этилбензол 189,11 0,42 1,78 0,35

-пропилбензол 0,05 0,00 0 0 -бутилбензол 134,18 0,30 1,00 0,20

-бутан 0,42 0,01 0,01 0,01 - пропилбензол 3,42 0,01 0,03 0,01

-ПАБ 2338,3 32,30 14,409 18,96 - смола ПАБ 29,47 0,07 0,12 0,02

-этан 0,64 0,01 0,02 0,03 -бутан 5,22 0,01 0,09 0,02

-ПАБ 2595,80 5,75 16,00 3,17

-этан 14,68 0,03 0,49 0,10

Итого: 50394,00 100 685,37 100 Итого: 50394,00 100 575,37 100

Продолжение таблицы 4

Приход:

Рисунок 14 - Скриншот рассчитаннных программой параметров окна Hysys для потока "4", кг/ч

Рисунок 15- Скриншот рассчитанных программой параметров окна Hysys для

потока "рецикл 1", кг/ч

Расход:

Рисунок 16 - Скриншот рассчитаннных программой параметров окна Hysys для потока "Реакц. масса", кг/ч

Рисунок 17 - Скриншот рассчитаннных программой параметров окна Hysys для потока"Верх",кг/ч.

Материальный баланс переалкилатора представлен в таблице 5. Расчет производится по схеме 18

Рисунок 18 - Материальные потоки переалкилатора

Таблица 5 - Сводный материальный баланс производств ИПБ по проекту с использованием цеолита UZM-8HR

Приход Расход

Потоки кг/час %масс. Потоки кг/час %масс.

1 3 4 5 7 8

1. 5: 100 1. Сдувка 39,70 100,00

-бензол 29582,00 65,58 -бензол 35,66 89,82

-толуол 11,40 0,03 -пропан 1,05 2,64

-пропан 40,83 0,09 -пропилен 0,08 0,20

-пропилен 52,37 0,12 -ИПБ 2,17 5,47

-изопропилбензол 12449,00 27,60 -этилбензол 0,01 0,03

-этилбензол 189,11 0,42 -бутилбензол 0,01 0,03

-бутилбензол 134,18 0,30 -бутан 0,05 0,13

-н-пропилбензол 3,42 0,001 -ПАБ 0,05 0,13

-смолы ПАБ 29,47 0,07 -этан 0,62 1,56

-бутан 5,22 0,01 2. Кумол на ректиф. 45066,94 100,00

-ПАБ 2595,80 5,75 -бензол 29340,00 65,10

-этан 14,68 0,03 -толуол 11,39 0,03

-пропан 39,77 0,09

-пропилен 3,77 0,01

-изопропилбензол 12942,00 28,72

-этилбензол 189,07 0,42

-бутилбензол 134,18 0,30

-н-пропилбензол 3,43 0,01

-смолы ПАБ 29,51 0,07

-бутан 5,16 0,01

-ПАБ 2354,60 5,22

-этан 14,06 0,03

Итого 45107,11 100 Итого 45107,11 100,00

Ниже представлены расчетное значение программы Hysys 2006 по потокам.

Рисунок 19 - Скриншот вводимых параметров окна Hysys для потока "5", кг/ч

2.12 Технико-технологические расчеты

2.12.1.1 Расчет материального баланса колонны поз. 3

Расчет производится в программе Hysys 2006 схеме 1. Сводная таблица матери- ального баланса колонны представлена ранее.

Расчет давления колонны, температуры, гидравлический и механические расчеты про- изведены с помощью пособия [21].

(2.28)

(2.29)

(2.30)

(2.31)

Рисунок 35

(2.32)

(2.33)

Рисунок 36

- Определение температуры верха колонны

Расчет температуры низа колонны

Подбор температуры низа колонны по графику функции изотермы жидкой

фазы:

TTN(TN) 

n



i  1

P(i  TN) xi PN

(2.34)

Рисунок 37

(2.35)

(2.36)

(2.37)

(2.38)

Рисунок 38 - Определение доли отгона сырья

(2.39)

(2.40)

(2.41)

(2.42)

Рисунок 39 - Определение флегмового числа

(2.43)

(2.43)

(2.44)

Рисунок 40 - Определение количества тарелок колонны

(2.45)

(2.46)

(2.47)

(2.48)

(2.49)

(2.50)

(2.51)

(2.52)

(2.53)

(2.54)

(2.55)

(2.56)

(2.57)

(2.58)

(2.59)

(2.60)

(2.61)

(2.62)

(2.63)

(2.64)

(2.65)

(2.66)

(2.67)

(2.68)

(2.69)

(2.70)

(2.71)

(2.72)

(2.73)

(2.74)

(2.75)

(2.76)

(2.77)

(2.78)

(2.79)

(2.80)

(2.81)

(2.82)

(2.83)

(2.84)

(2.85)

(2.86)

(2.87)

(2.88)

(2.89)

(2.90)

(2.91)

(2.92)

(2.93)

(2.94)

(2.95)

(2.96)

(2.97)

(2.98)

(2.99)

(2.100)

(2.101)

(2.102)

(2.103)

(2.104)

(2.105)

(2.106)

(2.107)

(2.108)

(2.109)

(2.110)

(2.111)

(2.112)

(2.113)

(2.114)

(2.115)

(2.116)

(2.117)

(2.118)

(2.105)

2.12.2 Расчет алкилатора поз.10

2.12.2.1 Расчет материального баланса алкилатора поз.10

Материальный баланс узла алкилирования бензола был рассчитан в программном пакете Hysys 2006 по схеме рисунка 1

Расчет материального баланса алкилатора поз. 10 . Таблица материального баланса алкилатора поз. 10 представлена ранее.

2.12.2.1 Технологический расчет узла алкилирования

Реактор представляет собой стальной цилиндрический аппарат, футерованный графитовой плиткой в два слоя на замаске "Арзамит-4". Реактор предназначен для осуществления реакции алкилирования бензола пропиленом в присутствии цеолитного катализатора с целью получения ИПБ.

Алкилирование проводится под давлением 3-4 атм. Температура в алкилаторе принимается около 123 0С.

Реакция алкилирования экзотермична – выделяющееся тепло снимается испаряющимся бензолом, который в смеси с пропаном из верхней части алкилатора направляется в конденсатор 11, охлаждаемый полиалкилбензолами, а так же тепло частично отводится по- ступающим пропиленом.

Температура процесса 1230 С;

Давление в реакторе 0,31 МПа;

Исходные данные

Характеристики цеолитного катализатора UZM-8 представлены в таблице 29.

Таблица 29 - Характеристика цеолитного катализатора UZM-8

Плотность, кг/м3

кажущаяся ρ − насыпная ρн−

2000

1400 Производит-ть кат-ра за период пробега, кг продукта на 1 кг кат-ра

− 3279

Срок службы - (пробег 4-6 лет), ч

4 года *24=21912

Объем катализатора, м3 − 3 алкилатора по 19 м3 кат- ра

− 3 переалкилатора по 12 м3кат-ра

Средний размер частиц − 0,34 мм

Расчет производится по пособию [22].

При длительности пробега 21912 ч и производительности катализатора за этот период 3279 кг/кг производительность катализатора по кумолу-ректификату составит:

Nк=3279/21912=0,15ч-1.

Необходимый объем катализатора для обеспечения заданной производительности:

Vк=N/(Nк*ρн)=12449/(0,15*1400)=59,28м или 60 м .

(2.120)Общий объем катализатора для обеспечения производительности с учетом потока, выходящего из переалкилатора поз. 17:

Vк=N/(Nк*ρн)=12942 /(0,15*1400)=61,6м3 или 62 м3 .

*12942 кг/ч - общее количество ИПБ, образующееся в результате переалкилирования в переалкилаторе поз.17. Материальный баланс переалкилатора поз.17 представлен в таблице x (поток "Кумол на ректификацию". Компонент "изопропилбензол").

В дальнейшем расчет будем вести с учетом объема катализатора равного 62 м3. Число реакторов для обеспечения заданной производительности:

n=62/19=3,26 или 4 реактора

Необходимо установить 2 реактора, работающих параллельно и соединить их последовательно с 2 переалкилаторами, соединенными параллельно (2 алкилатора по 19 м3 и 2 переалкилатора по 12 м3и 2 реактора в резерве).

Время пребывания смеси в зоне катализа рассчитывают по формуле

τ=V τ /(Vк*ε0), где(2.121)

V τ - расход парогазовой смеси при темп. 123 0С (396 К) и давлении 0,31 МПа, м3/с;

Vк - объем катализатора в

V0 τ=1260.77*22.4/3600=7.84 м3/с

где 1260,77- мольный расход на входе и выходе из реактора, кмоль/ч.

Ниже приведены значения по потокам, в сумме составляющих 1260,77 кмоль/час.

Рисунок 41 - Условия процесса для потока "ППФ"

Рисунок 42 - Условия процесса для потока "рецикл 1"

Рисунок 43 - Условия процесса для потока "реакц. масса"

Рисунок 44 - Условия процесса для потока "4"

Рисунок 45 – Условия процесса для потока "Верх"

122,4+487+76,01+71,26+504,1=1260,77 кмоль/час

Расход парогазовой смеси усредненный в условиях процесса:

Vη=7,84*396*101325/(273*0,31*106)=3,7м3/с

Порозность слоя катализатора:ε0=1-ρн/ρ=1-1400/2000=0,42 η=3,7/(62*0,42)=0,14 с

Свободный объем слоя, не занятый катализатором, рассчитываем из [23]:

vсв= ε* vк2.122)

Для алкилатора объемом 19 м3, vсв= 0,42*19 = 7,98 м3.

Площадь сечения реактора производится по [24] из соотношения

S = Vη/ wp,(2.123)

где S – площадь сечения реактора, м2; Vη – объемный расход газовой смеси в условиях

процесса, м3/с;

wp - рабочая скорость газовой смеси, м/с.

Действительная скорость смеси в свободном сечении слоя:

w д = w р/ ε = 0,88 /0,67 = 1,31 м/с.

где ε0 – порозность катализатора, ε0 = 0,67; w р - рабочая скорость катализатора, w р = 0,88м/с.

Площадь сечения реактора:

S = 3,7 / 0,88 = 4,2 м2

Внутренний диаметр реактора (без футеровки) :

D = 1,13√4,2 = 2,3м.

Общая высота слоя катализатора:

h0 = Vк/S

- для алкилатора поз. 10 h0 = 19/4,2 = 4,5 м

- для переалкилатора h0 = 12/3,3 = 3,6 м (2.124)

Использовать для осуществления процесса реактор такого диаметра нецелесообразно, так как сложно распределить восходящий газовый поток по его сечению.

Принимаем цилиндрический стальной аппарат со следующими техническими характеристиками:

Тип: Вертикальный с двумя эллиптическими днищами (ВЭЭ), теплоизолированный.

Диаметр, 1800 мм

Высота цилиндрической части 12805 мм.

Рабочее давление 0,3-1,0 МПа Рабочая температура 100-150 С, Аппарат вместимостью 27 м3

Аналогично был рассчитан переалкилатор поз. 17, технологические данные пред- ставлены ниже.

Тип: Вертикальный с двумя эллиптическими днищами (ВЭЭ), теплоизолированный.

Диаметр, 1600 мм

Высота цилиндрической части 10305 мм.

Рабочее давление 0,4-1,0 МПа Рабочая температура 110-160 С, Аппарат вместимостью 16 м3

2.12.2.1.1 Тепловой баланс алкилатора поз. 10

Целью теплового расчета является определение количества испарившегося бензола в алкилаторе.

Приход тепла

Тепловой поток входит в реактор [24] с бензольной шихтой при t=125 OC (поток "4"),пропан-пропиленовой фракциейс t=80 OC (ППФ) и рециклом с t=110 OC (поток "рецикл 1"), т.е

Qприх= QППФ+Q(поток 4)+Qрецикл + Qреакции (2.125)

1.С бензольной шихтой при t=125 OC (поток "4") [24].

Рисунок 46 - Скриншот теплосодержания потока "4" из программы Hysys

Теплосодержание потока "4" равно 7439000 ккал/ч.

1. Тепло реакции алкилирования.

По практическим данным тепловой эффект реакции алкилирования равен 621 ккал/кг поглощенного пропилена и 811 ккал/кг поглощенного этилена

4512,86 *621 + 49,97*811 = 2802486,06 + 40525,67 = 2843011,73 ккал/ч,

где: 4512,86 и 49,97 кг/ч количество поглощенных соответственно пропилена и этилена.

2. С пропан пропиленовой фракции при температуре 80 0С

Рисунок 47 - Скриншот теплосодержания потока "ППФ" из программы Hysys Теплосодержание потока "ППФ" равно 506000,00 ккал/ч.

3. С бензольным конденсатом (рециклом) при Т = 1100С

(x - 0,76)*1,18*110 = 129,8x – 98,65 ккал/кг,

где: x – количество испаренного бензола и изопропилбензола; 1,18 ккал / кг 0С – теплоемкость 1 кг бензола при 1100С.

Общий приход тепла

7439000+2843011,73 + 506000,00+129,8x – 98,65= 10281913,08+129,8x

Расход тепла

Расход тепла рассчитывается по методике [24].

1. С реакционной массой при t = 1230С.

Рисунок 48 - Скриншот теплосодержания потока "реакц. масса" из программы Hysys

Теплосодержание потока "ППФ" равно 4878000 ккал/ч.

2. С отходящими газами при температуре 123 0С

5287,24* 0,48 * 123 + (0,47 * 123 + 1103,57) x = 312158,65 +1161,38x

где: 5287,24– количество паров, выходящих из алкилатора (кг/час);0,48 и 0,47 ккал / кг

0С – теплоемкость пропана и бензола при 1230С.

3. Потери тепла в окружающую среду

Потери тепла в окружающую среду равны 176000 ккал/ч Общий расход тепла

4878000+ 312158,65 +1161,38x+ 176000 = 5366158,65 + 161,38 х

Общий баланс тепла

10281913,08+129,8x= 5366158,65 + 1161,38 х

Количество испарившихся углеводородов

х = 4765,27 кг/ч

Всего уносится углеводородов

4619,9 + 267,26 = 4887,16 кг/ч,

что приблизительно совпадает с количеством испаренного бензола определенным из теплового баланса алкилатора средствами программного пакета Hysym (4619,9 кг/ч, строчка "Benzene").

Рисунок 49 - Скриншот состава потока "верх" из программы Hysys 2006

По практическим данным в 1 м3 реакционной жидкости содержится 330 кг изопропилбензола.

2.12.2.4Механический расчет алкилатора

2.12.2.4.1Определение необходимой толщины слоя изоляции аппарата

Исходные данные

Расчет гидравлических сопротивлений насадки

Гидравлическое сопротивление насадки определяем из программного пакета Hysys Гидравлическое сопротивление насадки из цеолита UZM-8 приведено на рисунке 50

Рисунок 50 - Гидравлическое сопротивление слоя насадки в алкилаторе поз. 10 Гидравлическое сопротивление насадки равно 0,9 бар = 90 кПа

2.12.2.4.6Расчет высоты алкилатора поз. 10

Расчет проводится по пособию [26].

2.12.2.5 Выбор опор, фланцевых соединений, штуцеров к алкилатору поз. 10

2.12.2.5.1Подбор опор

Выбор опор будем производить в зависимости от нагрузки, действующей на одну опору от веса алкилатора. Вес определяется по следующей формуле:

Qобщ=Q1+Q2+Q3+Q4=6591+16000+710+925,5=24226,5кг (2.126)

где Q1-масса аппарата; Q2-масса воды при гидроиспытании; Q3-масса теплоизоляции; Q4-масса нормализованных узлов.

Переведем 24226,5 кг в ньютоны, G =242265 Н. Выберем 4 опоры (лапы) по ОН 26- 01-29-66 в зависимости от нагрузки на одну опору равную 60566,25. По таблице 29.8 из [27], получим привязочные размеры для опоры 1 и опоры 2. Привязочные размеры опоры-лапы приведены в таблице 30.

Таблица 30 - Привязочные размеры опор (лап)

G×105

МН L B B1 b H d s a Масса кг

80 110 90 96 45 170 17 10 12 0,45 Опора 1

200 150 110 118 50 240 17 12 15 0,80 Опора 2

2.12.2.5.2Подбор штуцеров

Штуцера будем подбирать из стандартного ряда по Dу и py в результате расчета материального баланса алкилатора поз.10. Выберем исполнение 2, с гладкой уплотнительной поверхностью. Штуцера с различными Dу и py представлены в таблице 31.

Таблица 31 - Таблица штуцеров

Обозначение Наименование Кол- во Проход условный, Ду, мм Условное давле- ние,

Pу, МПа

А Выход паров 1 200 1

Б Уравнительная линия 1 200 1

В Для предохранительного клапана 1 200 1

Г Вход продукта 1 125 1

Д Вход продукта 1 125 1

Е Для термопары 1 40 1

Ж Выход продукта 1 300 1

З Лаз 1 500 1

И Вход продукта 1 80 1,6

К Вход продукта 1 80 1,6

Л Вход продукта 1 70 1,6

М Спуск продукта 1 200 1

Н Вход продукта 1 125 1

О Вход продукта 1 40 1,6

П Вход продукта 1 40 1,6

Р Для термопары 1 80 1,6

Приведем присоединительные размеры штуцеров из таблицы 21.9 пособия [27] в таблице 32.

Таблица 32 - Присоединительные размеры штуцеров

py н/м2 Dу dн Dф Dб D1 Болты ГОСТ1255-67

dб z h,мм Масса,кг

1 200 219 335 295 242 М20 8 21 8,05

1 125 133 245 210 188 М16 8 21 5,40

1 40 45 145 110 88 М16 4 15 1,71

1,6 40 45 17 1,96

1,6 80 89 195 160 138 М16 4 21 3,71

1 300 325 440 400 370 М20 12 24 12,9

1 500 530 670 620 585 М24 16 28 27,70

Днища и крышки выберем по внутреннему диаметру алкилатора. Размеры крышки и днища представлены в таблице 33.

Таблица 33 - Размеры крышки и днища (по ГОСТу 6533-68)

Dв, мм hв, мм h, мм F*в, м2 V*103,

м3 s,мм (при 8 мм)

D m,кг

1800 450 40 3,74 865 2189 177

2.12.2.5.3Подбор других конструктивных узлов

Решетки под насадки стальные (по МН 4095-62-МН 4108-62) подбираем из табл. 24.14 пособия [27] и отразим в таблице 34.

Таблица 34 - Решетки под насадки из цеолита ITQ-22 диаметром 2-3 мм

Номер МН Dв,мм D,мм B,мм z t,мм s,мм Масса,кг

4100-62 1800 1768 388 5 30 10 430

Опоры для решеток под насадки стальные подбираем по МН 4109-62-МН 4115-62 из табл. 24.15 пособия [27] и отразим в таблице 35.

Таблица 35 - Опоры для решеток под насадки из цеолита UZM-8

Dв, мм L1 B b H h s z z1 z2 Детали

кг

мм 1 2

800 - 60 50 170 100 10 4 2 1 25.8 1.04 69.2

Тарелки насадочные стальные типов TСН-II и TCH-I (по ОН 26-01-15-65) подбираем из табл. 24.16 пособия [27] и отразим в таблице 36.

Табл

212.3 Расчет абсорбера поз.13

Таблица материального баланс абсорбера, рассчитанного по схеме 32, представлена в таблице ранее.

Абсорбер был рассчитан с использованием программного пакета Hysys 2006.

В абсорбере поз. 13 происходит конденсация паров бензола полиалкилбензолами и унос парафиновых углеводородов.

Для абсорбера были выбраны следующие спецификации, которые представлены на рисунке 51.

Рисунок 51 - Спецификации абсорбера поз.13

Геометрические размеры абсорбера представлены на рисунке 52.

Рисунок 52 - Размеры абсорбера поз.13

Общие сведения абсорбера поз.13 представлены на рисунке 53.

Рисунок 53 - Окно "Соединения" программного пакета Hysys 2006

Возможность реализации данного абсорбера подтверждается сходимостью расчетной схемы процесса - высветилось зеленое поле с надписью «Сошелся».

ица 36 - Размеры тарелок насадочных стальных типов TСН-II и TCH-I

2.12.3 Расчет вспомогательного оборудования

2.12.3.1 Выбор и расчет кипятильника

Расчет производится согласно методике, изложенной на стр.45 пособия [31].

Расчет теплообменного аппарата включает определение необходимой поверхности теплопередачи, выбор типа аппарата и нормализованного варианта конструкции

,удовлетворяющих заданным технологическим условиям оптимальным образом. Необходимую поверхность теплопередачи определяют из основного уравнения теплопередачи:

F=QкипK∗Δtср = 1 980 555.56/(463,2 * 75,9) = 56,33 м2 (2.127)

Тепловую нагрузку Q возьмем из расчета теплового баланса колонны поз.3 программы MathCAD, Qкип = 1980555,56 Вт.

В кипятильник подается водяной пар с давлением 6 атм. Найдем температуру конденсации водяного пара из таблицы 57 пособия [31]. Tконд =157,91 0С. Куб колонны подогревается до температуры 98 0С.

Так как большую часть смеси составляет бензол с небольшими примесями толуола и ИПБ, условимся вести расчет по бензолу. Влияние примеси бензола на теплоотдачу не учитывать.

157,9――157,9

82――82

Δtб=75,9 Δtм=75,9

Соотношение Δtб / Δtм < 2, тогда с достаточной точностью можно Δtср определить по уравнению Δtср = (Δtб+Δtм)/2 = 75,9 [31].

Средние температуры теплоносителей:

t̅ 1 или t̅ вод.пара = 157,9 °С; t̅ 2 или t̅ бензола = 82 °С.

Расход греющего пара, считая его влажность равной 5 % (т.е. хп = 0,95):G1=Q/

(r1xп)= 1980555,56 / (2095*103*0,95) = 1 кг/с (2.129)

где r1 = 2095*103 Дж/кг – удельная теплота парообразования греющего пара при Tконд. пара [31, табл. LVII].

Ориентировочно определяем максимальную величину поверхности теплообмена. Для этого зададимся минимальным значением коэффициента теплопередачи: Kор = 300 Вт/(м2* К) [31, табл. 4.8].

Рассмотрим одноходовой кожухотрубчатый испаритель с трубами 25 × 2 мм. По [31,табл. 4.12] подбираем условно теплообменник с 747 трубами с площадью теплообмена от 176 до 528 м2 (длины труб от 3 до 9 м). Итак, n = 747.

Направляем водяной пар (1) в межтрубное пространство, а бензол (2) – в трубное.

Выбираем вертикальное расположение труб в теплообменнике.

Расчет межтрубного пространства (водяной пар (1)).

Зададимся температурой стенок:

tст.1 = tст.2 = t̅ 1 - (Δtср/2) = 157,9 - (75,9/2) = 120 °С (2.130)

Формула для коэффициента теплоотдачи при пленочной конденсации пара на пучке вертикальных труб:

(2.131)

где εг – коэффициент, учитывающий содержание неконденсирующихся газов (например, воздуха) в водяном. По [31, рис. 4.9] можно определить коэффициент εг по концентра- ции неконденсирующихся газов в паре, εг ~ 0,99; ρ1 = 909,1 кг/м3 (ХХХIX пособия 31); λ1=0,68 Вт / (м *К) (табл.ХХХIX пос.31); μ1=0,18*10-3 Па●с (табл. ХХХIX пос. 31); G1= 1 кг/с; d = 0,025 м (характерный линейный размер для межтрубного пространства); n = 747.

Все теплофизические характеристики конденсата определяются при Tконд =157,91 °С

где λст.1 = 0,686 Вт/(м*К) [31, табл. ХХХIX] при tст.1 = 120 °С;

μст.1 = 0,231 * 10–3 Па*с [31, табл. ХХХIX] при tст.1 = 120 °С.

εt= [(0,6860,68)30,18∗10−30,231∗10−3]18 = 0,97

Подставим все значения и коэффициенты в формулу для α1:

α1 =3,78*0,99*0,97*0,68* √(〖909.1〗^2*0.025*747/0.18*10^-3)= 10 884,57 Вт

Расчет коэффициента теплоотдачи для трубного пространства (бензол (2)).

Формула для коэффициента теплоотдачи при пузырьковом кипении бензола в трубах

где физические свойства жидкого бензола при t̅ бензола = 82 0С: ρб=812,8 кг/м3 (табл. IV пособия 31);

λб=0,107 Вт / (м *К) (рис. X пос.31); μб=0,31*10-3 Па●с (табл. IX пос. 31); ζ=21,05*10-3 Н/м (табл. XXIV

пособия 31

Плотности пара ρп и жидкости ρж для расчета коэффициента b находятся из следующих

соотношений:

где Мп – мольная масса органической жидкости, кг/кмоль; р, T – давление и абсолютная температура паров, при которых происходит кипение жидкости в теплообменнике; р0, T0 – давление и

абсолютная температура паров, соответствующие нормальным условиям:

ΔTкип = tст.2 – t2 = 120 – 82 = 38 °С

Сумма термических сопротивлений стенки и загрязнений:

Σ rст = rст + rзагр1 + rзагр2 = δст / λст + rзагр1 + rзагр2 = 0,002 / 46,5+1/5800+1/11600 =3,02*10-4 м2*К/Вт

где rст = 46,5 Вт/(м2* К) [31, табл. XXVIII]; rзагр1 = 1 / 5800 м2*К / Вт [31, табл. XXXI];

rзагр2 = 1 / 11 600 м2*К/Вт [31, табл. ХХХI].

Коэффициент теплопередачи:

K=1/(1/α1+∑▒〖rст+1/(α2 )〗)=1/(1/10884.57+3.02*〖10〗^(-4)+1/566.47)=463.2 Вт/(м2*К ) (2.140)

По [31, табл. 4.12] выбираем теплообменник с 257 трубами поверхностью F = 81 м2,

длина труб 4 м.

Запас поверхности теплообмена

[(F-Fрасч)/ Fрасч]*100 % = [(81-56,33) / 56,33]*100 % = 43,8 % (2.141)

Характеристики вертикального одноходового кипятильника с трубами 25×25 представлены

в таблице 37.

Таблица 37 - Основные характеристики кипятильника

Диаметр кожуха внутренний, мм Число труб n F расч. Длина труб l, м Проходное сечение,м2 nр h,мм

Sт*102 Sм*102 Sв.п*102

600 257 81 4 8,9 5,3 4,0 17 300

Геометрические размеры были рассчитаны программой Hysys и приведены на рисунке 54

Рисунок 54 - Скриншот геометрических размеров кипятильника поз. 4, рассчитанные программой Hysys

Аналогично определяем параметры других кипятильников, представлены в таблице 38. Таблица 38 - Характеристика теплообменного оборудования

Позиция ап- парата на схеме Назначение аппарата Тепловая на- грузка на один аппарат, Вт Расчетная пов-ть теплообмена,

м2 Техническая харак- теристика стандарт- ного аппарата Кол-во оборудо- вания ГОСТ

19 Испаритель 499600 50 Теплообменник ко- жухотрубчатый вер- тикальный 2 ТУ 3612-013-

00220302-99

Выбор и расчет конденсатора позиции 5

Расчет производится согласно методике, изложенной на стр.45 пособия [31].

F=Qдефл/(K*∆tср)=3488888,9/(44,63*34)=230,79 м^2

Тепловую нагрузку на дефлегматор Q возьмем из расчета теплового баланса колонны поз. 3, рассчитанной в программе MathCAD Qдефл = 3488888,89 Вт.

В дефлегматор подается вода оборотная. С верха колонны пары охлаждаются при температуре 70 0С.

82――82

26――70

Δtб=56 Δtм=12

Соотношение Δtб / Δtм < 2, тогда с достаточной точностью можно Δtср определить по уравнению

Δtср = (Δtб+Δtм)/2 = 34 0С [31].

Так как большую часть смеси составляет бензол с небольшими примесями толуола и ИПБ,

условимся вести расчет по бензолу. Влияние примеси бензола на теплоотдачу не учитывать.

Средние температуры теплоносителей:

t̅ 1 или t̅ бензола = 82 °С; t̅ 2 или t̅ воды = (26+70)/2 = 48 °С. Массовый расход органической жидкости:

G1 = 11344,83 / 3600 = 0,37 кг/c

Расход воды:

G2=Q/(св*(tk-tн) )=3488888,89/(4190*(70-26) )=18,9 кг/с

где св = 4190 Дж/(кг*К) – теплоемкость воды при средней температуре t2 (при температуре

от 0 до 90 °С практически не изменяется); tк и tн - конечная и начальны температуры воды.

Объемный расход воды:

V2 = G2 / ρ2 = 18,9 / 988,4 = 0,01912 м3/с

где ρ2 = 988,4 кг/м3 (при t2 = 48 °С [31, табл. IV]).

Пары бензола (1) направляем в межтрубное пространство, а воду (2) – в трубное.

Расчет коэффициента теплоотдачи для трубного пространства.

Для обеспечения турбулентного течения воды в трубном пространстве (Re > 10 000) необходима скорость:

w2=(〖Re〗_2*μ_2)/(dвн*ρ_2 )=(10000*0,57*(〖10〗^(-3)))/(0.021*988.4)=0.275

где ρ2 и μ2 – плотность и вязкость воды при температуре t2 = 48 °С. Число труб, обеспечивающих расход воды при Re = 10 000/

n=V_2/(00785*d_вн^(2 )*w_2 )=0.019112/(0.785*〖0.021〗^2*0.275)=201 трубка

Для трубного пространства (вода (2)) критерий Рейнольдса для воды при пересчете на другое количество труб

Re2 = 10000* (201/257) = 7821

По [31, табл. 4.12] по Fор и n условно выбираем одноходовой кожухотрубчатый теплообменник с внутренним диаметром кожуха Dвн = 600 мм, площадью поверхности теплообмена от 40 до 121 м2 и общим числом труб n = 257 – ближайшее значение. Выбираем горизонтальное расположение труб.

Формула для критерия Нуссельта (трубное пространство, турбулентный режим):

Nu_2=0.021*ε_1*Re_2^0.8*Pr_2^0.43*(P_2/Pr_ст2 )0,25

ε1 принимаем равным 1

В этой формуле

Pr2 = (c2*μ2) / λ2 = (4190*0,5*10-3) / 0,651 = 3,22

(теплофизические константы определены ранее при t2 = 48 °С)

Принимаем в первом приближении температуры стенок со стороны горячего и хо- лодного теплоносителей одинаковыми:

tст1 = tст2 = t̅ 1 - (Δtср/2) = 82 - (34 / 2) = 65 °С

Найдем теплофизические константы для воды при температуре tст2 = 65 °С

ccт2 = 4190 Дж/(кг*К) (для воды практически не меняется от 0 до 90 °С); μcт2 = 0,441*10– 3 Па*с [31, табл. IX]; λcт2 = 0,575*1,163 = 0,669 Вт/(м*K) [31, рис. X

Вычисляем Prст2:

Prст2 = (cст2*μст2) / λст2 = (4190*0,441*10-3) / 0,669 = 2,76

Найдем отношение:

Pr2/ Prст2 = 3,22 / 2,76 = 1,17

Критерий Нуссельта для воды

〖Nu〗_2=0.021*1*〖7821〗^0.8*〖3.22〗^0.43*(0.43/2.76)^0.25=28.48

Коэффициент теплоотдачи для воды:

Расчет межтрубного пространства (пары органической жидкости (1)).

Конденсация паров вещества на пучке горизонтальных труб (выбираем горизонталь- но расположенный аппарат). Формула для коэффициента теплоотдачи при пленочной кон- денсации паров вещества на наружной поверхности пучка горизонтальных труб

λ1 = 0,114*1,163 = 0,133 Вт/(м*К) (пленка конденсата органической жидкости при t1 = 82 °С);

μ1 = 0,3803*10–3 Па*с (при t1 = 82 °С);

λст1 = 0,118 *1,163 = 0,137 Вт/(м*К) (пленка конденсата органической жидкости при tст1 = 65 °С);

μст1 = 0,73*10–3 Па*с (при tст1 = 65 °С);

εг = 1

ρ1 = 812,8 кг/м3

Δt = t1 – tст1 = 82 – 65 = 17 °С

r1 = 392,4*103

Подставим все значения и коэффициенты в формулу для α1:

Сумма термических сопротивлений стенки и загрязнений:

Σ rст = rст + rзагр1 + rзагр2 = δст / λст + rзагр1 + rзагр2 = 0,002 / 46,5+1/11600+1/2900 = 4,74*10-4 м2*К/Вт,

где rст = 46,5 Вт/(м2* К) [31, табл. XXVIII]; rзагр1 = 1 / 11600 м2*К / Вт [31, табл. XXXI];

rзагр2 = 1 / 2900 м2*К/Вт [31, табл. ХХХI]

Коэффициент теплопередачи:

K=1/(1/α1+∑▒〖rст+1/(α2 )〗)=1/(1/10884.57+3.02*〖10〗^(-4)+1/566.47)=463.2 Вт/(м2*К )

По [31, табл. 4.12] выбираем теплообменник с 340 трубами поверхностью F = 340 м2, длина труб 4 м.

Запас поверхности теплообмена

[(F-Fрасч)/ Fрасч]*100 % = [(340-231) /231]*100 % = 47 %

Характеристики вертикального одноходового кипятильника с трубами 25×25 представлены в таблице 39.

Таблица 39 - Основные характеристики кипятильника

Диаметр кожуха внутренний, мм Число труб n F расч. Длина труб l, м Проходное сечение,м2 nр h,мм

Sт*102 Sм*102 Sв.п*102

1200 340 340 4 37,5 17,9 16,4 35 550

Данные конденсаторов 6 и 11 приведены в таблице 40. Таблица 40 - Характеристика теплообменного оборудования

Позиция аппарата на схеме Назначе-ние аппарата Тепловая на- грузка на один аппарат, Вт Расчетная поверхность теплообмена, м2 Техническая характеристика стандартного аппарата Кол-во оборудо- вания ГОСТ

6 Конденсатор 63888.89 32 Вертикальный, кожухотрубча- тый, одноходовой теплобменник. 1 15122-79

11 Конденсатор 141304.50* 81 Горизонтальный, кожухотрубча- тый, одноходовой конденсатор 1 15118-79

*Примеч. нагрузка конденсатора 11 взята из расчета программного пакета Hysym 2006 и приведена на рисунке 55.

Рисунок 55 - Скриншот окна "Подробности" программы Hysym, демонстрирующий нагрузку конденсатора 11.

121500 ккал /час = 141304,50 Вт

2.12.4.3 Выбор и расчет теплообменника поз.2

Программа Hysym умеет рассчитывать реальные кожухотрубчатые теплообменники и определять их геометрические размеры. Для примеры рассмотрим теплообменник поз. 2 подогрева сырого бензола осушенным бензолом, выходящим с куба колонны поз.3.

Риcунок 56 - Модель реального теплообменника поз. 2

Стандартный оператор приложения позволяет задать входные и выходные потоки (окно с данным действием представлено на рисунке 57), число ходов по трубному и меж- трубному пространству, гидравлическое сопротивление (рисунок 58) и определить площадь теплообмена, согласно выбранному типу теплообменника по западной номенклатуре.

Рисунок 57 - Окно задания входных и выходных потоков теплообменника поз.

Рисунок 58 - Окно задания параметров теплообменника поз.2

В результате расчета получили приближенно поверхность теплообмена 60,32 м2. По поверхности теплопередачи с учетом 15%-го запаса и таблице 4.12 пособия [31], выберем горизонтальный теплообменник со следующими характеристиками. Характеристики гори- зонтального одноходового теплообменника с трубами 25×2 представлены в таблице 41.

Таблица 41 - Характеристика теплообменного оборудования

Диаметр кожуха внутренний,

мм Число труб n Fрасч. Длина труб l, м Проходное сечение,м2 nр h,мм

Sт*102 Sм*102 Sв.п*102

800 465 73 2 16,1 7,9 6,9 23 350

Аналогично определяем параметры других теплообменников, представлены в таблице 42. Таблица 42 - Характеристика теплообменного оборудования

Позиция аппарата на схеме Назначение аппарата Тепловая нагрузка на один аппарат, Вт Расчетная пов-ть теплообмена,

м2 Техническая харак- теристика стандартного аппарата Кол-во обо- рудования ГОСТ

12 Холодильник 23515277.7 38 Горизонтальный, кожухотрубчатый, двухходовой теплобменник 1 15118-79

16 Холодильник 26777.78 20 Пластинчатый теплообменник 2 1005118-79

19 Теплообм-к 499600 50 Теплообменник кожухотрубчатый вертикальный 2 ТУ 3612-

013-

00220302-

99

2.12.4.4 Выбор и расчет емкости поз. 7

Расчет производится согласно методике, изложенной на стр.21 пособия [32].

Целью расчета емкости является определение объема аппарата или их числа. Объем емкости для непрерывного процесса определяется по формуле:

V=(G*τ)/(φ*ρ)

где G-часовая производительность, кг/час; η-время заполнения емкости, (1-3 ч); θ- коэффициент заполнения, (0,6); ρ-плотность реакционной смеси, кг/м3

Объем сборника позиции 7 равен:

V=11344,82*3/0,8*888.5=47,88 м3

Принимаем две ѐмкости объемом 50 м3 каждая

По ГОСТ 9931-85, выбираем из каталога наиболее подходящую емкость и предста- вим еѐ характеристики в таблице 43.

Таблица 43 – Характеристики сборника поз. 7

Объем номиналь- ный, м3 Диаметр, мм Длина, мм Длина цилиндрич. части, мм Площадь внутр. пов-ти, м2

50 2800 8280 6800 77,5

Данные расчета остальных емкостей приведены в таблице 44.

Таблица 44 - Характеристика емкостей

Позиция аппарата на схеме Назначение аппарата и его техническая характеристика Наименование продукта, плотность, кг/м3 Расход продукта, кг/час Количество установленных емкостей К-т

заполнения Тип аппарата

14 Смеситель Бензол 882 4619,1 1 0,75 Вертикальный цилиндрический аппарат.

18 Сборник ИПБ 864,8 12942 2 0,8 Вертикальный цилиндрический аппарат

20 Буфер для пропан- пропиленовой фракции

Пропилен 521

9,05

м3/час

1

0,8

Вертикальный цилиндрический аппарат

22 Аварийная емкость Бензол 882 29582 1 0,87 Горизонтальный цилиндрический аппарат

23 Аварийная емкость Бензол 882 29340 1 0,87 Горизонтальный цилиндрический аппарат

Выбор и расчет насоса поз.1

Расчет производиться согласно методике, изложенной на стр.23 пособия [32].

1) Полезная мощность, затрачиваемая на перекачивание продукта, определяется по формуле:

Np=ρ*g*Q*H=856,4* 55,98*9,8*51,1=10,9 кВт,

где Q-подача(расход)=55,98 м3/ч; H-напор. Напор рассчитывается следующим образом, мм.водн столба:

H=(P2-P1)/(ρ*g)+H+hn=(0.69-0.61)/856.4*9.8+50+1.1=51.1

где P1-давление в аппарате, из которого перекачивается продукт, P1=0,61 МПа; P2-давление в аппарате, в который подается продукт, P2=0.69 МПа; H- геометрическая высота подъемпродукта, H=50 м; h-суммарные потери напора во всасывающей и нагнетательной линиях, h=1,1м.

Мощность, развиваемая электродвигателем насоса, находится по соотношению^

N=Nn/(ξн*ξпер*ξдв)=10,9/(0,073*0,86*0,88)=20 кВт

где ξн-КПД насоса; ξпер-КПД передачи от электродвигателя к насосу; ξдв-КПД двига- теля насоса.

По Nр, выбираем из каталога электродвигатель к насосу, который должен иметь но- минальную мощность Nн, ближайшую в большую сторону от величины N. Характеристики выбранного двигателя представлены в таблице 45.

Таблица 45 - Характеристики двигателя к насосу

Мощность Двигатель Тактность двигателя Объем двигателя Высота подьема Высота всасывания Производитть Вес

22000 Вт АИР 180 S2 Асинхронный электродвигатель с короткозамкну- тым ротором, за- крытого исполне- ния 163 см3 50 7,6 50 м3/час 43

кг

Данные расчета остальных насосов приведены в таблице 46.

Таблица 46 - Характеристика насосов

Позиция аппаратана схеме Наименов. и назначение насоса Хар-ка перекачиваемого продукта Количество насосов Мощность электродвиг., кВт Тип элек- тродвиг.

t 0С Плотность кг/м3 Расход на один насос, м3/час

8 Насос центро- бежный 66 827,5 22,9 2 15 4 НК-5x1

9,21 Насос центро- бежный 129 758,7 27,7 4 20 X80-50-200

15 Вихревой насос 55 848,1 5,1 2 13 2,5В-1,8

24 Насос центро- бежный 45 898,1 7,1 2 10 кВт X20|31

3 Автоматизация и автоматические системы управления технологическим процессом

Внедрение АСУ является наиболее прогрессивным направлением в области автоматизации. При большом расстоянии между технологическими аппаратами и щитами управления целесообразно применять электрические средства автоматизации. Химические производства относятся к числу взрывопожароопасных и автоматизация осуществляется на основе использования взрывозащищенных средств автоматизации с использованием ЭВМ.

При использовании электрических приборов, ЭВМ применяется во-первых, для облегчения работы оператора, т.к. за короткий промежуток времени обрабатывает большое количество информации; во-вторых может выполнять роль «советчика», при котором ЭВМ рекомендует оператору оптимальные знания режимных параметров процесса и, в третьих, сравнивая текущие знания с заданными, выдает корректирующий сигнал на регулятор или непосредственно на исполнительный механизм. Кроме того, работая в качестве управляющей системы по заданной программе, ЭВМ характеризуется гибкостью управления, т.е. появляется возможность перенастроить производство за короткое время на выпуск продукции другого качества, тем самым быстро среагировать на рынок.

В общем, система управления организована в виде двухуровневой структуры: верхний уровень и нижний уровень.

Верхний уровень реализован на базе станций оператора-технолога и оператора-инженера. Станции оснащены современными ПК. Верхний уровень обеспечивает ведение базы данных, визуализацию состояния технологического оборудования, обработку данных формирование и печать отчетных документов, ручное дистанционное управление технологическим оборудованием.

Нижний уровень системы обеспечивает реализацию следующих функций:

- контроль технологических параметров;

- первичная обработка и расчет параметров;

- функционирование контуров регулирования;

-контроль безопасности и аварийную защиту технологического оборудования.

Нижний уровень системы управления является дублирующим (локальным) при выходе ЭВМ из строя. Он реализован в виде двух подсистем: подсистема РСУ (распределенная система управления) – собирает информацию, вырабатывает регулирующие воздействия; подсистема ПАЗ (подсистема противоаварийной защиты) – контролирует нарушения входе технологического процесса, осуществляет защиту и блокировку аппаратов (вырабатывает защитные воздействия).

Функции РСУ и ПАЗ выполняют программируемые контроллеры.

Контроллеры выполняют следующие функции:

• воспринимают аналоговые, дискретные электрические унифицированные сигналы;

• измеряют и нормируют принятые сигналы;

• выполняют программную обработку сигналов с первичных преобразователей и формируют аналоговые и дискретные управляющие сигналы;

• отображают информацию на экране;

• управляются при помощи стандартной клавиатуры.

При выборе контроллера решающими факторами являются:

• надежность модулей ввода/вывода;

• скорость обработки и передачи информации;

• широкий ассортимент модулей;

• простота программирования;

• распространенность интерфейса связи с ЭВМ.

Данным условиям удовлетворяет контроллеры фирмы Moore Products Company, также контроллеры Allen Bradley SLC 5/04 корпорации Rockwell (семейство SLC 500 малых программируемых контроллеров), контроллеры YS 170 YOKOGAWA и контроллеры серии TREI-Multi.

В данном проекте технические средства нижнего уровня построены на базе контроллеров фирмы Moore Products Company: подсистема РСУ на контроллере APACS+; подсистема ПАЗ на контроллере QUADLOG.

1) В контроллере APACS+ использованы новейшие технологические идеи, реализованные на платформе, эффективность которой многократно проверена на сотнях систем. Все это придает уверенность в быстром вводе системы в эксплуатацию и минимальном времени простоя.

Контроллеры APACS + могут управлять работой отдельных агрегатов (установок) (30-50 контуров регулирования); технологических участков (150 контуров регулирования); цехов с непрерывными и периодическими процессами. Каждый модуль APACS + имеет встроенные средства углубленной самодиагностики, которые ускоряют и облегчают диагностику ошибок и помогают правильной работе схем резервирования.

2) Контроллер QUADLOG имеет также несколько модулей. Стандартный аналоговый модуль (SAM) входит в семейство модулей ввода/вывода. Он предназначен для подключения аналоговых и дискретных сигналов. Модуль SAM обеспечивает высокую пропускную способность для стандартных сигналов ввода/вывода (аналоговые входные сигналы (4-20) мА, аналоговые выходные сигналы (4-20) или (0-20) мА, а также дискретные входы и выходы). К модулю SAM можно подключить до 32 каналов. Каждый канал может быть сконфигурирован для работы с аналоговым входом (4-20) мА, аналоговым выходом (4-20) мА или (0-20) мА, дискретным входом или дискретным выходом. Стандартный дискретный модуль (SDM) имеет 32 канала ввода/вывода, каждый из к них может быть сконфигурирован как дискретный вход/выход, дискретный импульсный выход. Модуль позволяет управлять работой электродвигателя, отсечного канала. Усовершенствованный управляющий модуль (АСМ) позволяет решать логические задачи. Модуль ввода сигналов напряжения (VIM) имеет 16 входных каналов для ввода сигнала напряжения или сигнала термопары (с последующей линеаризацией сигнала и компенсацией температуры холодного спая). Система ПАЗ QUDLOG обеспечивает: повышенные характеристики безопасности, отказоустойчивости и защиты выходов; высокий уровень готовности системы; отказоустойчивость, соответствующую уровню учетверенного резервирования, специализированные диагностические функции и уникальный механизм общей защиты; повышенный уровень надежности за счет усиленной защиты от промышленных воздействий и изолирования подсистем ввода/вывода; простое интегрирование с другими системами управления через открытые каналы связи.

Система QUDLOG полностью интегрирована с системой управления технологическими процессами APACS. Это позволяет использовать данные системы безопасности в стратегии управления технологическими процессом, а также использовать один операторский интерфейс и средства программирования, что устраняет необходимость дополнительных усилий при установке, конфигурировании, обслуживании и обучении персонала, а также при организации связи систем управления безопасностью и технологическими процессами.

Выбор ЭВМ обусловлен:

• богатейшим выбором программного и аппаратного обеспечения для любого рода деятельности;

• достаточно высоким быстродействием и необходимым объемом оперативной памяти с возможностью наращивания;

• невысокой стоимостью ЭВМ, ее надежностью.

Для решения задач, предусмотренных данной работой, используем ЭВМ на основе современного процессора Intel Pentium III c тактовой частотой 600 МГц. В качестве такой ЭВМ можно использовать, как надежно функционирующую офисную ЭВМ, так и ЭВМ в промышленном исполнении для функционирования в тяжелых условиях технологического цеха. Возможно, использовать промышленные компьютеры такого производителя как IBM.

Функциональная схема автоматизации