Химия : Хлорирование винилхлорида

Хлорирование винилхлорида

КУРСОВАЯ РАБОТА

на тему «Хлорирование ВХ»

Введение

Производство плёнки «Повиден» было задумано и разработано в результате большого спроса пищевой промышленности страны в новых упаковочных материалах для скоропортящихся продуктов питания. Производство направлено на выпуск пленок на основе сополимера винилхлорида с винилиденхлоридом (ВХВД), дающих термическую усадку.

Пленки на основе сополимера ВХВД не токсичны, влагогазонепроницаемы, дают термическую усадку, достаточно прочны и тем самым идеально подходят для упаковки различных продуктов питания (молочных, мясных, макаронных и других изделий). Продукты упакованные в такой вид материала, имеют больший срок годности и тем самым сохраняют все свой полезные свойства.

В связи с развитием новых технологий и производств, производство упаковочных материалов на основе полимеров и сополимеров не стоит на месте и на смену однослойным пленкам, приходят пленки состоящие из нескольких слоев, каждый из которых придают пленке определенные качества. Производство плёнки «Повиден» состоит из следующих технологических стадий:

1 стадия. Получение 1,1,2 - трихлорэтана, путём хлорирования винилхлорида.

2 стадия. Получение винилиденхлорида - сырца, методом омыления 1,1,2 - трихлорэтана известковым молоком.

3 стадия. Ректификация винилиденхлорида - сырца.

4 стадия. Получение сополимера ВХВД, путем сополимеризации винил - хлорида с винилиденхлоридом.

5 стадия. Обезвоживание и сушка сополимера ВХВД.

6 стадия. Компаундирование и производство пленки «Повиден» методом экструзии.

В данной курсовой работе рассматривается первая стадия, стадия получения 1,1,2 - трихлорэтана (ТХЭ). 1,1,2 - ТХЭ получают методом хлорирования винилхлорида. Винилхлорид и хлор поступают на данное производство по трубопроводу, с ОАО «Пласткард» поступает винилхлорид, а с цеха №30 ОАО «Каустик» поступает хлор. Полученный 1,1,2 - ТХЭ подвергается отмывке от остаточного количества хлора и хлористого водорода, водным раствором едкого натрия и получается 1,1,2 - ТХЭ не менее 94,0% чистоты.

1. Литературный обзор

Промышленный синтез хлорорганических продуктов особенно широко начал развиваться в 50 - 60г. прошлого столетия. Около 70% всего выпускаемого промышленностью хлора расходуется на производство хлорорганических веществ, объем производства, которых в настоящее время исчисляется миллионами тонн в год. Ассортимент промышленных хлорсодержащих органических соединений настолько велик и разнообразен, что хлорперерабатывающая отрасль стала одной из ведущих в химической промышленности.

Все продукты, получаемые хлорперерабатывающей промышленностью можно условно разделить на основные и побочные. Основные - это хлорорганические вещества, выпускаемые промышленностью как товарные продукты, побочные - это соединения, являющиеся либо промежуточными, либо примесями, получающимися при промышленном синтезе основных веществ.

В данном разделе рассматриваются методы синтеза 1,1,2 - трихлорэтана, который является промежуточным полупродуктом производства винилиденхлорида. Винилиденхлорид применяется в основном как исходный мономер для получения полимеров и различных сополимеров (с винилхлоридом, акрилонитрилом, бутадиеном - 1,3 и другими), а также для синтеза фреонов и метилхлороформа.

В литературе по методам синтеза 1,1,2 - трихлорэтана и по жидкофазному хлорированию этиленовых углеводородов и, в частности, винилхлорида и этилена имеются следующее данные. В источнике [1] описаны возможные методы получения 1,1,2 - трихлорэтана, в частности:

1) хлорирование 1,2 - дихлорэтана хлором или хлористым сульфурилом в жидкой фазе в присутствии инициаторов радикального типа или в паровой фазе на катализаторе;

СН2Cl ? СН2Cl + Cl2 > СН2Cl ? СНCl 2 + НCl

2) хлорирование винилхлорида хлором в жидкой или паровой фазе в присутствии катализаторов или под действием света;

СН2 = СНCl + Cl2 > СН2Cl ? СНCl 2

3) гидрохлорирование 1,2 - дихлорэтилена в жидкой фазе в присутствии катализатора AlCl3;

СНCl = СНCl + НCl > СН2Cl ? СНCl 2

4) взаимодействие 1,1 - дихлорэтана с пятихлористой сурьмой при нагревании с обратным холодильником;

СН3? СНCl2 + SbCl5 > СН2Cl ? СНCl 2 + НCl + SbCl3

5) взаимодействие этилена с хлором в присутствии инициаторов радикального типа;

СН2 = СН2 + 2Cl2 > СН2Cl ? СНCl 2 + НCl

6) взаимодействие ацетилена с хлористым водородом и хлором в присутствии катализатора (через промежуточное образование винилхлорида);

СН ? СН + НCl + Cl2 > СН2Cl ? СНCl 2

7) взаимодействие дихлорэтанола или монохлорацетальдегида с пятихлористым фосфором:

СН2Cl? СНО + РCl5 > СН2Cl ? СНCl 2 + РОCl3

СНCl2? СН2ОН + РCl5 > СН2Cl ? СНCl 2 + РОCl3

В патенте [2] предложен способ совместного получения хлористого винила и 1,1,2 - трихлорэтана, который заключается в том, что смесь паров 1,2 - дихлорэтана и хлора пропускают через трубку, нагретую до 350-4200С, после чего образовавшиеся продукты реакции разделяют известными приемами. Выход хлорвинила 60-65%, а 1,1,2 - трихлорэтана 35-40%.

В источнике [3] описан способ получения 1,1,2 - трихлорэтана хлорированием 1,2 - дихлорэтана без освещения в присутствии катализатора. В качестве катализатора применяют водный раствор хлористого магния и хлорной ртути или только хлористого магния. Процесс хлорирования ведут при температуре около 67-700С без освещения реакционной массы. Хлорирование можно вести в аппарате непрерывного действия. Выход продукта составляет 65,3%.

В патенте [4] предложен способ получения 1,1,2 - трихлорэтана хлорированием 1,2 - дихлорэтана молекулярным хлором при температуре 30-1000С в присутствии инициатора - изобисизобутилонитрила без доступа света. Выход целевого продукта 89-90%. Процесс длительный (8 час). С целью сокращения времени процесса (с 8 до 1,5 час) в качестве инициатора берут диоксиперекись хлораля или его смесь с сернистым ангидридом. Процесс ведут при температуре 40-700С.

В патенте [5] описан способ одновременного получения 1,2 - дихлорэтана, 1,1,2 - трихлорэтана, 1,1,2,2 - тетрахлорэтана и пентахлорэтана путем оксихлорирования непредельных углеводородов смесью хлористого водорода и кислородсодержащего газа при температуре до 3700С в присутствии катализатора - хлорида металла на носителе - в псевдоожиженном состоянии с выделением целевого продукта известным методом. С целью уменьшения образования побочных продуктов, в качестве непредельных углеводородов берут смесь, содержащую 15 - 93 мол.% этилена и 85 - 87 мол.% винилхлорида, а в качестве носителя используют смесь двуокиси кремния и окиси магния с удельной поверхностью 10 - 200 м2/г.

В патенте [6] предложен способ получения 1,1,2 - трихлорэтана путем гидрохлорирования 1,2 - дихлорэтиленов в присутствии катализатора хлорного железа в количестве 1 - 2,2% вес. в расчете на сумму исходных реагентов и растворителя. Процесс ведут в среде растворителя - смеси 1,1 - дихлорэтана и трихлорэтилена, молярное соотношение между которыми составляет от 1:1 до 2:1 и при температуре 25 - 50 0С.

В источнике [7] описан способ получения 1,1,2 - трихлорэтана путем жидкофазного хлорирования винилхлорида в среде самого трихлорэтана при температуре 20 - 30 0С, в присутствии катализатора хлорного железа и мольном соотношении; хлор: винилхлорид 1: 0,95 - 0,97, т.е. при избытке хлора. Выход 1,1,2 - трихлорэтана не превышает 97%.

В патенте [8] предложен способ получения 1,1,2 - трихлорэтана путем жидкофазного хлорирования винилхлорида хлором. С целью увеличения выхода целевого продукта и ликвидации вредных сточных вод, процесс ведут при мольном соотношении хлора и винилхлорида, равном 0,8 - 1:1, с рециркуляцией непрореагировавшего винилхлорида в начало процесса.

В патенте [9] описан способ получения 1,1,2 - трихлорэтана, хлорированием отходов производства винилхлорида состава: 1,2 - дихлорэтана 20-80%, перхлорэтилена 2-12%, остальные до 100% полихлорированные соединения. В качестве инициатора реакции используют этилен, причем молярное соотношение этилен: хлор: отходы (0,025-0,4): (0,4-0,8):1. Температура процесса 800 С.

В патенте [10] предложен способ получения 1,1,2 - трихлорэтана из кубовых остатков после ректификации винилхлорида. Процесс хлорирования проходит при температуре 45 - 80oС в среде растворителя кубовых остатков после ректификации 1,2 - дихлорэтана. Реакцию инициируют перекисной композицией на основе бутилцелозольва и фракции жирных кислот.

В работе [11] изучена кинетика хлорирования винилхлорида в нитробензоле. Найдено, что реакция расходования хлора и образование хлористого водорода описывается уравнением второго порядка (первого по каждому компоненту. Определены предэкспоненты и энергия активации для реакции замещения и присоединения.

К1 замещен. = 102,6 ? exp (-5300/RT) л/моль•сек

К2 присоед. = 1010,7 ? ехр (-15600/RT) л/моль•сек

Предлагают три механизма. Конечные продукты в этом случае образуются из промежуточного комплекса двумя путями с образованием трихлорэтилена и нессиметричного трихлорэтана.

В патенте [12] описано хлорирование хлористого винила в водной среде (рН = 7) в присутствии эмульгаторов (сульфидов, полученных из высших парафиновых углеводородов). При охлаждении до 16 °С происходит образо-вание чистого трихлорэтана без примеси хлорированных продуктов. Выход трихлорэтана количественный.

В патенте [13] проводят хлорирование этилена в присутствии малых количеств FeC13 (0,001 - 0,1%) непрерывным способом в среде ДХЭ и 1,1,2 - ТХЭ (5-25% по вес) повышает выход 1,1,2 - ТХЭ до 88%. Температура реакции 100-120 °С, давление 1,5 атм. Полученный продукт кроме 1,1,2 - ТХЭ содержит менее 1% ДХЭ, oколо 7% тетрахлорэтана, и около 4% пентахлорэтана.

Полихлорэтан получают в патенте [14] реакцией хлорирования этилена хлором при мольном соотношении С12: C2H4 = 2 - 12: 1 в среде полихлорэтанов в присутствии хлоридов металлов (Fe, Sb, Bi, Se), ускоряющих реакцию. Конверсия при 80 °С, С12 = 100%, C2H4 = 98,8%.

Для получения хлорэтанов в патенте [15], жидкие хлорэтилены взаимодействуют с хлором в присутствии около 5% моль этилена (считая на С12) вводят в реакцию при температуре не выше температуры кипения жидкой фазы в отсутствии катализатора присоединения хлора. Лучше применять концентрацию С12 более 20% вес., считая на жидкую фазу (Т = 81 °С)

В патенте [16] описан способ получения 1,1,2 - трихлорэтан из этилена и хлора при мольном соотношении; С12: С2Н4 от 1,05: 1 до 2:1, пропуская хлор и этилен через смесь 1,1,2 - ТХЭ и 1,2 - ДХЭ, содержащую 0,001-0,1% FeCl3.

В патенте [17] описан способ получения 1,1,2 - трихлорэтана путем хлорирования винилхлорида хлором при температуре от 20oС до температуры кипения реакционной массы в присутствии катализатора 1 - (2-хлорэтил) пиридинополихлорметаллаты. При концентрации катализатора в реакционной массе 0,02-5% мас.

В работе [18] описывают получение 1,1,2 - трихлорэтана из этилена и хлора в газовой фазе при активном освещении, при температуре 70 -150 °С и с высоким выходом, без опасности самовозгорания и осмоления. Реакцию можно проводить в среде 1,1,2 - ТХЭ, в жидких хлоруглеводородах или в водной среде.

В патенте [19] тетрахлорэтан и 1,1,2 - трихлорэтан получают реакцией взаимодействия этилена и 1,2 - дихлорэтана с хлором в колонне непрерывного действия с насадкой, при температуре 50 °С.

В патенте [20] 1,1,2 - ТХЭ получают аналогично в присутствии FeC13 или 02 при 60 °С. В патенте [21] 1,1,2 - ТХЭ получают хлорированием винилхлорида при 90-120 °С в присутствии катализатора А1Сl3 и 10-20% НС1.

В источнике [22] описано несколько вариантов получения 1,1,2 - трихлорэтана самостоятельно, или с получением ВД, либо совместно с ВХ, в которых используется прямое или окислительное хлорирование этилена.

В патенте [23] описан способ получения хлористых этанов гидрохлорированием этилена или хлорэтилена хлористым водородом в присутствии катализатора. В качестве катализатора применяют комплексные соединения графита и хлорида алюминия или железа в количестве 1 - 2 мас.% и процесс ведут при температуре 0 - 20oC.

В патенте [24] описывается катализатор для получения хлористых этанов гидрохлорированием ненасыщенных соединений с помощью хлористого метилена или хлороформа как источников хлористого водорода. Катализатор содержит соли двух- или трехвалентного железа, титан металлический и полимер при следующем мольном соотношении компонентов: соли железа: титанметаллический:полимер = 1: (0,1-10): (0,1-100).

В патенте [25] предлагают еще один катализатор для получения хлористых этанов гидрохлорированием ненасыщенных соединений. В качестве катализаторов используют Cr(HCO2)3, Cr(СО)6, активированных пиридином. Реакцию проводят в среде четыреххлористого углерода и воды при мольном соотношении [Cr]: [пиридин]: [олефин]: [CCl4]: [H2O] =1:1:100:100:2000 при температуре 150 °C в течение 6 ч.

В патенте [26,27] предлагают конструкцию реактора для прямого хлорирования этилена, которая позволяет интенсифицировать процессы перемешивания хлора и этилена, теплообмена и массообмена, а также повысить селективность процесса.

В патентах [28,29] описывают конструкцию вакуумного реактора жидкофазного хлорирования этилена с отводом теплоты реакции за счет кипения рабочей среды, с барботажным вводом реагентов и с внутренней циркуляционной трубой. В верхней части реактора установлен выносной конденсатор с линией возврата части жидкого продукта в низ реактора. Имеется насос на линии возврата жидкого продукта и вакуум-насос для отвода неконденсирующихся газов.

В источнике [30] предлагают катализатор для оксихлорирования галогенированных углеводородов. Катализатор содержит медь на пористом носителе, представляющий собой галогенид редкоземельного элемента. В результате контактирования галогенированного углеводорода с источником хлора и источником кислорода в присутствии катализатора, получается хлоруглерод, имеющий большее число атомов хлора в качестве заместителей, чем исходный галогенированный углеводород.

В патенте [31] описывают конструкцию реактора для жидкофазной реакции хлорирования олефиновых углеводородов. В реакторе в один или несколько ярусов расположен монолитный катализатор. Подача газа и жидкости осуществляется в его капиллярные каналы и между ярусами катализатора.

В изобретении [32] описывают технику хлорирования хлорпарафиновых жидких углеводородов газообразным хлором. Хлорирование проводят в непрерывном режиме в противоточном колонном секционированном реакторе в присутствии инициаторов цепных процессов. Противоточный реактор состоит из пяти секций, снабженных газораспределителем, внешним навесным теплообменником и переливной трубой для стока реакционной массы. Хлорирование жидких хлорпарафиновых углеводородов проводят при температуре 85 - 120oС и атмосферном давлении, В результате увеличивается производительность оборудования и упрощается технология оформления процесса хлорирования.

В патенте [33] описывают конструкцию барботажного реактора для жидкофазного хлорирования этилена. Отвод теплоты реакции происходит за счет испарения рабочей среды с барботажным или струйным вводом реагентов. Реактор имеет несколько последовательно чередующихся друг с другом по высоте распределителей этилена и хлора, причем в качестве первого и последнего распределителей установлены распределители этилена, а расстояние между рядом стоящими распределителями принято равным 1,2-1,5 м.

В источнике [34] описывается наработка опытной партии синтеза 1,1,2 - трихлорэтана. Хлорированию подвергают смесь, состоящую из винилхлорида - ректификата и винилхлорида - абгазного. Состав смеси: ВХ - ректификат 16,76% масс., ВХ - абгазный 83,2% масс. Температура процесса 35оС. Выход трихлорэтана составляет около 94%.

В патенте [35] предлагается способ утилизации жидких отходов образующихся при дальнейшей переработки трихлорэтана в винилиденхлорид. Жидкие отходы возникают на стадии ректификации винилиденхлорида. Утилизация отходов происходит методом дегидрохлорирования соответствующих хлорированных производных этана. Процесс проводят в присутствии водного раствора гидроксида натрия, катализатора межфазного переноса, относящегося к полигликолям, и промотора-экстрагента, представляющего собой смесь хлорированных углеводородов общей формулы CnH2n+2-xClx, где n=10-30, х=1-7, имеющих молекулярную массу 250-305 и содержание хлора 24-43%, с последующим выделением целевых продуктов известными приемами. При этом, в качестве катализатора межфазного переноса используют полиэтиленгликоли в количестве 0,0001-1% от массы исходного хлорированного производного этана. Промотор-эктрагент используют в количестве 1-10% от массы исходного производного этана. Мольное соотношение хлорированного производного этана к гидроксиду натрия составляет 1: (1,15-5) при концентрации водного раствора гидроксида натрия 5-35% мас. Продуктами дегидрохлорирования соответствующих производных этана являются производные этилена, в частности, винилхлорид, винилиденхлорид, трихлорэтилен. Полученные продукты возможно использовать далее, а именно:

- винилхлорид, как дополнительное сырье на стадии синтеза 1,1,2 - трихлорэтана;

- винилиденхлорид, после стадии ректификации как готовый продукт;

- трихлорэтилен, как растворитель для химической очистки спец. одежды в прачечной ОАО «Каустик».

Из литературного обзора видно, что сведений о реакции хлорирования винилхлорида мало. Возможно, это объясняется тем, что трихлорэтан стремятся получать из более дешевого и наиболее доступного сырья из этилена и 1,2 - дихлорэтана. Однако, способ получения трихлорэтана жидкофазным хлорирование винилхлорида привлекателен тем, что ТХЭ получается высокой чистоты до 96%, что не требует дальнейшей ректификации при переработке его в винилиденхлорид, что значительно упрощает технологический процесс.

В качестве катализаторов при синтезе 1,1,2 - трихлорэтана чаще всего используют хлорное железо FeCl3, А1С13 и хлориды Sb, Bi, Se, Сu. Выбор катализаторов обусловлен тем, что хлориды металлов переменно валентности ускоряют основную реакцию присоединения тем, что способствуют переходу промежуточного комплекса в карбоний-ион. Все эти катализаторы относятся к типу апротонных кислот. Так же некоторые синтезы проводят в присутствии инициаторов (диоксиперекись хлораля, изобисизобутиронитрила, перекисная композиция на основе бутилцелозольва и фракции жирных кислот) и при освещении.

Все процессы ведутся в растворителях. Можно сделать вывод, что лучшим растворителем является продукт, который получается при хлорировании.

2. Теоретические и инженерные основы выбранного метода получения трихлорэтана

2.1 Химизм процесса

1,1,2 - трихлорэтан получается жидкофазным хлорированием винилхлорида в присутствии катализатора - хлорного железа, образующегося за счет незначительной коррозии стенок реактора.

СН2 = СНС1 + С12 > СН2С1 - СНС12 + 50 ккал / моль.

Хлорирование приводится при температуре 20 - 40 °С в среде жидкого трихлорэтана при перемешивании и охлаждении. Процесс непрерывный.

Выбор среды обусловлен следующими признаками:

- трихлорэтан не снижает чистоты полученного продукта;

- винилхлорид и хлор хорошо растворяются в трихлорэтане.

В процессе получения трихлорэтана происходит образование побочных продуктов:

1,1 - дихлорэтана - из-за присутствия в винилхлориде и хлоре незначительного количества влаги:

Н2О + Cl2 > HOCl + НСl

CH2 = CHCl + HCl > CH3 - CHCl2

1,1,1,2 - тетрахлорэтана из-за присутствия в регенерированном винилхлориде винилиденхлорида и в результате частичного хлорирования трихлорэтана:

CH2 = CCl2 + Cl2 > CH2Cl - CCl3

СH2Сl - CHCl2 + Cl2 > CH2Cl - CCl3 + HCl

1,1,2,2 - тетрахлорэтана - в результате частичного хлорирования трихлорэтана:

СH2Сl - CHCl2 + Cl2 > CHCl2 - CHCl2 + HCl

цис- и транс - дихлорэтиленов - в результате возможных местных перегревов:

СH2 = CHCl + Cl2 > CHCl = CHCl + HCl

Для получения трихлорэтана используется испаренный хлор.

Реакция синтеза трихлорэтана ведется в избытке хлора с целью наиболее полного использования винилхлорида в производстве. Кроме этого избыток хлора способствует уменьшению образования непредельных углеводородов, таких как цис- и транс - дихлорэтилен.

Оптимальная концентрация активного хлора в трихлорэтане на выходе из реактора составляет 1,6-9,5 г/дм3.

При концентрации активного хлора в трихлорэтане менее 1,6 г/дм3, резко возрастает содержание винилхлорида, цис- и транс-дихлорэтилена.

При концентрации активного хлора в трихлорэтане более 9,5 г/дм3, возрастает содержание хлорированных углеводородов, таких как 1,1,2,2- и 1,1,1,2 - тетрахлорэтан.

Образовавшийся в реакторе 1,1,2 - трихлорэтан подвергается щелочной промывке, где присутствующие в реакционной массе хлор и хлористый водород связываются раствором едкого натра с массовой долей 0,5-2,5%

HCl + NaOH > NaCl + H2O

Cl2 + 2NaOH > NaCl + NaOCl + H2O

Абгазы, содержащие хлор и хлористый водород, нейтрализуются раствором едкого натра:

2NaOH + Cl2 > NaCl + H2O + NaClO

NaOH + HCl > NaCl + H2O

Гипохлорит натрия разлагается гидросульфидом натрия:

4NaClO + NaHS + NaOH > 4NaCl + Na2SO4 + H2O

2.2 Кинетика и механизм основной реакции

При хлорировании непредельных углеводородов, реакция хлорирования может протекать по двум направления. Это присоединение атома хлора по двойной связи (присоединительное хлорирование) и замещение атома водорода на хлор с сохранением непредельной связи (заместительное хлорирование). Возможность одновременного протекания двух конкурирующих реакции вызывает ряд осложнений в выборе оптимальных условий хлорирования углеводородов с непредельными связями.

Существуют определенные так называемые критические температуры хлорирования алкенов, при которых наблюдается переход реакции присоединения в реакцию замещения [36]. Для этилена эта температура составляет 250-350 °С и этот интервал ориентировочный.

Первые наблюдения заместительного хлорирования принадлежат русским химикам Шепшукову, Кондакову, и Львову. Предполагалось, что реакция протекает через последовательные стадии хлорирования и отщепления хлористого водорода.

СnH2n + Сl2 > СnH2nСl2

СnH2nСl2 > СnH2n-1Сl + HCl

Высказывались соображения относительно радикального механизм заместительного хлорирования [37]. Причем указывалась возможность образования в процессе хлорирования не только атома хлора, но и молекулы трехатомного хлора, способного реагировать преимущественно в направлении присоединения [38]:

С1+С12 > С13

С13 + C2H3Cl > C2H3Cl3+ С1 и т.д.

Экспериментально это предложение не подтвердилось.

Семенов [39] считает, что хлорирование алкенов протекает по цепному механизму (с предварительным гомолитическим распадом молекулярного хлора и возникновением атомов хлора):

С12 > С••+ С1•

Присоединение (низкие температуры до 250 °С)

1. Cl •+ C2H3Cl > С2Н3С12•

2. С2Н3С12• + С12 > С2Н3С13 + С1• и т.д.

Замещение (высокие температуры)

1а. Cl •+ C2H3Cl > С2Н2С1• + НС1

2а. С2Н2С1• + С12 > С2Н2С12 + С1• и т.д.

Реакция (1) экзотермична (~ 26 ккал / моль), энергия активации ее равна

1-2 ккал / моль; реакция (1а) близка к термонейтральной, энергия активации ее существенно выше (примерно 6 ккал / моль). Поэтому для реакции (1а) нужна более высокая температура. Однако это относится к газофазному процессу (радикально-цепной механизм характерен для газофазных реакций).

Соответствующие энергетические расчеты показали примерную равновероятность обоих механизмов. Также была предложена схема хлорирования винилхлорида в присутствии апротонного растворителя. Взаимодействие реагентов протекает по гетеролитическому механизму с промежуточным образованием иона карбония, сольватированного раствори-телем:

Н медленно Н

С = СН2 + С12 (С+? СН2С1) сол. (I)

Сl - НСl Сl

В результате реакций элиминирования протона или присоединения хлораниона, протекающие с кинетически неизмеримой скоростью, карбкатион (I) превращается соответственно в дихлорэтилен и 1,1,2 - трихлорэтан:

+ Н+ Н

С = СНС1

- НС1 С1

(I)

+ С1+ Н

- С1 С - СН2С1

С1

При температурах до 40 °С (температура эксперимента) в присутствии хлорного железа реакция присоединения хлора протекает по электрофильном механизму. Он состоит в промежуточном образовании п-комплекса и иона, карбония, который взаимодействует с ионом хлора [41]: (хлориды железа и металлов переменной валентности, относятся к типу апротонных кислот и содействуют переходу промежуточного п - комплекса в карбоний-ион):

+ С12 ?+ FeCl3

СН2=СНС1 СН2=СНС1 С1СН2 - СН+С1 + FeCl4

С1-С1

СН2С1 - CHCl2 + FeС13

В продуктах реакции присутствует тетрахлорэтан в качестве примеси. Это указывает на то, что идет реакция заместительного хлорировали трихлор-этана по радикальному механизму. Однако в присутствие хлорида железа (или хлоридов металлов переменной валентности), ускоряется реакция гетеролитического присоединения, и она преобладает над реакцией заместительного хлорирования. Надо отметить, что самопротекание реакции хлорирования трихлорэтана до тетрахлорэтана при такой низкой температуре указывает лишь на малую скорость реакции, а никак не на ингибирование ее хлоридами железа или других металлов переменной валентности. Игибирующее действие хлорного железа указано в литературе [41]. Реакция заместительного хлорирования идет с заметной скоростью при t >250 °С без инициатора. А при t<40 °C скорость этой реакции мала.

3. Технологическая часть

3.1 Анализ и выбор качества сырья

Таблица 3.1 - Анализ и выбор качества сырья

3.2 Анализ технологической схемы производства аналога на соответствие требованиям целевой функции

Цех как система. Подсистема цеха и их взаимосвязь

Производство 1,1,2 - трихлорэтана и винилиденхлорида - сырца - это целая система, которая включает в себя следующие подсистемы, рис. №1.

Наиболее важной из этих подсистем является технологическое оборудование, но без остальных подсистем данная подсистема работать не сможет. При отказе любой из них приведет к выходу из строя всей системы. При налаженной работе всей системы можно получить хорошие результаты (высококачественную продукцию), а при экономичном использовании сырья повысить мощность производства.

3.3 Описание технологической схемы

Прием испаренного хлора

Испаренный хлор подается из цеха №30 через буфер поз. 1 в корпус 9-1 с объемным расходом 50 - 400 м3/ч. Давление испаренного хлора в линии приема поддерживается 0,18-0,25 МПа (1,8-2,5 кгс/см2) цехом №30. Температура поступающего испаренного хлора составляет 10 - 45 0С.

Буфер испаренного хлора представляет собой вертикальный аппарат с рубашкой, вместимостью 10 м3.

В холодное время года (при температуре окружающей среды ниже 10 0С), для исключения конденсации и проскока жидкого хлора, буфер испаренного хлора и теплоспутник трубопровода хлора обогревается горячей водой от узла приготовления горячей воды.

Узел приготовления горячей воды состоит из емкости поз. 20, насоса поз. 21и теплообменника поз. 22. Емкость представляет собой вертикальный аппарат вместимостью 3,2 м3. Горячая вода подается насосом поз. 21 из емкости поз. 20 через теплообменник поз. 22. Давление горячей воды на линии нагнетания насоса должно быть не менее 0,18 МПа (1,8 кгс/см2). Температура горячей воды в емкости поз. 20 должна быть не более 80 0С и регулируется подачей пара давлением 0,40 МПа (4,0 кгс/см2) в межтрубное пространство теплообменника поз. 22.

Для предотвращения разгерметизации буфера испаренного хлора поз. 1 имеются предохранительные клапаны с разрывными мембранами.

Прием винилхлорида

Винилхлорид ректификат и винилхлорид абгазный поступает на склад винилхлорида в корпус 9-12 по трубопроводу из цеха №102 ОАО «Пласткард». Винилхлорид может приниматься из ЖДЦ. Для слива винилхлорида из ЖДЦ имеются два сливо-наливных стояка.

Прием винилхлорида производится в емкости поз. 011,2,3. Винилхлорид ректификат принимается в емкость поз. 013, а винилхлорид абгазный в емкость поз. 011,2. Емкости поз. 011,2,3 представляет собой горизонтальный аппарат вместимостью 100 м3. Емкость поз. 011-3 охлаждается подачей холода в змеевик, расположенный внутри корпуса емкости. Температура винилхлорида в емкостях поз. 011-3 поддерживается в пределах минус 20 - 20 0С.

Уровень винилхлорида в емкости поз. 011-3 составляет не более 80%. На линии приема винилхлорида в емкости поз. 011-3 установлен теплообменник поз. 03 для конденсации винилхлорида абгазного или для захолаживания винилхлорида ректификата. Теплообменник поз. 03 охлаждается подачей холода в трубное пространство аппарата. Температура винилхлорида на выходе из теплообменника поз. 03 составляет минус 20 - 20 0С.

Из емкости поз. 011-3 винилхлорид насосом поз. 021,2 или азотом с давлением 0,40 МПа (4,0 кгс/см2), может подаваться:

- в корпус 9-1 в расходную емкость поз. 41,2;

- в корпус 9-2 на производство сополимера ВХВД;

- в цех №102 ОАО «Пласткард».

Давление в емкости поз. 011-3 должно быть не более 0,6 МПа (6,0 кгс/см2).

Абгазы от оборудования, работающего под винилхлоридом, отводятся

из корпуса 9-1 в корпус 9-12 через конденсатор поз. 05, где винилхлорид конденсируется и стекает в емкость поз. 04, а инерты через воздушку теплообменника поз. 05 выводятся в атмосферу. Температура сконденсированного винилхлорида должна быть не более минус 13 0С.

Конденсатор поз. 05 представляет собой вертикальный кожухотрубный аппарат. Конденсатор охлаждается подачей холода в межтрубное пространство. Емкость поз. 04 представляет собой горизонтальный аппарат вместимостью 6,3 м3. Емкость охлаждается подачей холода в трубный пучок, расположенный внутри емкости. Температура винилхлорида в емкости поз. 04 поддерживается от минус 20 - 20 0С. Уровень винилхлорида в емкости составляет не более 80%. Винилхлорид из емкости поз. 04 откачивается насосом поз. 021,2 в емкость поз. 011-3.

Схемой предусмотрена возможность подачи абгазов в реактор поз. 81-3 на хлорирование.

После окончания приема винилхлорида ректификата или винилхлорида абгазного, аппаратчик синтеза вызывает контролера ОТК для отбора пробы на анализа.

Прием регенерированного винилхлорида

Прием регенерированного винилхлорида (далее по тексту РВХ) осуществляется из корпуса 9-2 цеха №18 в емкость поз. 2. По окончании приема РВХ производится продувка трубопровода азотом от корпуса 9-2. Во время приема РВХ абгазы из емкости поз. 2 частично сбрасываются в линию абгазов. По окончании приема сброс абгазов прекращается.

Прием и подготовка раствора едкого натра

Едкий натр с массовой долей не менее 23% по трубопроводу из корпуса 38 (цех №102 ОАО «Пласткард») поступает в емкость поз. 23. Емкость поз. 23 представляет собой вертикальный аппарат вместимостью 6,3 м3. Уровень принимаемого едкого натра в поз. 23 не более 80%. Объем принятого едкого натра определяется по таблице пересчета емкости поз. 23. После приема едкого натра, цехом №102 ОАО «Пласткард» производится продувка линии приема азотом в емкость поз. 23.

Едкий натр из емкости поз. 23 насосом поз. 241,2 подается в емкость поз. 25. Емкость поз. 25 представляет собой вертикальный аппарат вместимостью 6,7 м3, с мешалкой. Объем едкого натра в емкости поз. 25 составляет 0,46 м3 (определяется по таблице пересчета емкости поз. 25), подачей оборотной воды объемом 4,8 м3 (определяется по таблице пересчета емкости поз. 25) доводится до массовой доли 2,5% при перемешивании в течение 10-15 мин. Уровень в емкости поз. 25 поддерживается не более 80%.

Из емкости поз. 25 раствор едкого натра с помощью насоса поз. 26 подается в скруббер поз. 191,2.

Прием агидола

Агидол применяется в качестве стабилизатора винилхлорида.

Агидол хранится на складе химикатов ОАО «Каустик» в бумажных мешках, откуда, по мере необходимости, автотранспортом доставляется на склад в корпус 9-1. Перед загрузкой винилхлорида в расходную емкость поз. 41,2 расчетная масса агидола взвешивается на весах, доставляется в корпус 9-1 и засыпается в бачок поз. 51,2, установленный на линии приема винилхлорида. Перед и после засыпки агидола бачок продувается азотом, при этом абгазы сбрасываются через расходную емкость поз. 41,2.

Прием хлористого кальция технического

Хлористый кальций технический в полиэтиленовых мешках или МКР поступает в цех №18 с ООО «Зиракс» в виде порошка или гранул белого цвета с массовой долей хлористого кальция не менее 90%. Далее хлористый кальций вручную загружается в дегидраторы поз. 61-2, в которые предварительно вставлены мешки из фильтровальной ткани.

Прием гидросульфита натрия

Прием гидросульфида натрия с массовой долей не менее 22% осуществляется из цеха №24 по трубопроводу (или завозится автоцистерной) в емкость поз. 10. Емкость поз. 10 представляет собой горизонтальный цилиндрический аппарат вместимостью 5 м3. Уровень в емкости поз. 10 составляет 10-80%.

Синтез трихлорэтана

Синтез трихлорэтана ведется в реакторах поз 81,2,3.

Реактор поз. 81,2,3 представляет собой вертикальный цилиндрический аппарат вместимостью 37,1 м3, имеет двухъярусную турбинную мешалку и рубашку для снятия теплоты реакции за счет испарения жидкого винилхлорида, залитого в нее. У днища и в средней части реактора расположены кольцевые барботеры для ввода газообразных хлора и винилхлорида. В нижней части реактора расположены два барботера для винилхлорида и один для хлора, в средней части - один для винилхлорида и один для хлора.

Процесс получения трихлорэтана ведется в избытке хлора для повышения степени конверсии винилхлорида. Винилхлорид из абгазной линии может подаваться в барботеры реактора поз 81,2,3.

В расходной емкости поз. 41,2 готовится смесь, состоящая из винилхлорида абгазного (около 83,2% об.) и винилхлорида ректификата (около 16,76% об.), которые подаются из емкостей поз. 011-3 корпуса 9-12 насосом поз. 021,2 или давлением азота. Количество закаченного винилхлорида абгазного и винилхлорида ректификата в расходную емкость поз. 41,2 контролируется по счетчику и по уровню в поз. 41,2. Расходная емкость поз. 41,2 представляет собой горизонтальный аппарат вместимостью 6,3 м3. Технология производства позволяет в процессе хлорирования использовать регенерированный винилхлорид в смеси с винилхлоридом ректификатом в соотношении не более чем 1:2. Регенерированный винилхлорид передавливается в расходную емкость поз. 41,2 из емкости поз. 2. Во время приема винилхлорида в расходную емкость поз. 41,2 абгазы сбрасываются в абгазную линию. Давление в расходной емкости поз. 41,2 во время приема поддерживается не более 0,40 МПа (4,0 кгс/см2).

Винилхлорид поступает в расходную емкость поз. 41,2 через бачок поз. 51,2, в который предварительно загружена расчетная масса агидола. Уровень в расходной емкости поз. 41,2 составляет 10-80%. Температура в расходной емкости поз. 41,2 минус 20 - 20 0 С, поддерживается подачей холода в трубный пучок.

Во время работы давление в расходной емкости поз. 41,2 поддерживается 0,25 МПа (2,5 кгс/см2) подачей азота. Винилхлорид из расходной емкости поз. 41,2 подается в дегидраторы поз. 61-2.

Дегидраторы поз. 61-2 представляют собой вертикальные аппараты, вместимостью 0,8 м3 каждый. Схемой предусмотрена возможность работы как на двух дегидраторах, соединенных последовательно, так и на одном из дегидраторов (при этом второй из дегидраторов находится в резерве).

В дегидраторах поз. 61-2 происходит поглощение влаги из винилхлорида хлористым кальцием. Замена хлористого кальция в дегидраторах поз. 61-2 производится периодически, при достижении массовой доли влаги в винилхлориде на выходе из дегидраторов поз. 61-2 более 0,03%. Для этого стадия получения трихлорэтана полностью останавливается, дегидраторы отглушаются от трубопроводов винилхлорида, промываются водой, продуваются азотом, вскрываются. Мешки из фильтровальной ткани с хлористым кальцием извлекаются из дегидраторов и вывозятся на секцию №2 пруда-накопителя цеха №40.

В дегидраторы вставляются новые мешки из фильтровальной ткани, в них вручную засыпается хлористый кальций, после чего дегидраторы закрываются.

Сброс жидкого винилхлорида от предохранительного клапана на линии подачи винилхлорида в дегидраторы поз. 61-2, в случае повышения давления, осуществляется в линию абгазов.

Из дегидраторов поз. 61-2 осушенный винилхлорид непрерывно поступает

в испаритель поз. 71,2. Давление на выходе из дегидратора поз. 61,2 0,20 МПа (2,0 кгс/см2).

Испаритель поз. 71,2 представляет собой вертикальный цилиндрический аппарат вместимостью 1,25 м3, имеет рубашку и насадочную колонну, заполненную кольцами Рашига, которая служит каплеотбойником. Уровень жидкого винилхлорида в испарителе поз. 71,2 поддерживается 20-80%. Давление 0,12-0,25 МПа (1,2-2,5 кгс/см2) газообразного винилхлорида на выходе из испарителя поз. 71,2 поддерживается подачей пара в рубашку. Температура в испарителе 5-15 0С и на выходе из него 20-35 0С.

Испаренный винилхлорид из испарителя поз. 71,2 подаются в реактор поз. 8 1-3.

Объемный расход газообразного винилхлорида составляет 50-350 м3/ч в каждый реактор поз. 81,2,3. Испаренный хлор подается в реактор поз. 81,2,3 из буфера испаренного хлора поз. 1 с давлением 0,15-0,25 МПа (1,5-2,5 кгс/см2), и температурой 10-45 0С.

Объемный расход испаренного хлора составляет 50-350 м3/ч в каждый реактор поз. 81,2,3.

Хлорирование винилхлорида проводится при температуре 20-40 0С. При взаимодействии винилхлорида с хлором выделяется большое количество тепла. Съем теплоты реакции хлорирования происходит за счет испарения винилхлорида, залитого в рубашку реактора поз. 81,2,3. Газообразный винилхлорид, выходящий из рубашки, с температурой минус 10 - 20 0С и поступает в конденсатор поз. 91,2,3. Конденсатор поз. 91,2,3 представляет собой вертикальный кожухотрубчатый теплообменник. В конденсаторе поз. 91,2,3 винилхлорид конденсируется и возвращается в нижнюю часть рубашки реактора поз. 81,2,3. Уровень винилхлорида, залитого в рубашку реактора поз. 81,2,3 составляет 75-85%. Давление паров винилхлорида в конденсаторе поз. 81,2,3 не более 0,3 МПа (3 кгс/см2).

Регулирование температуры в реакторе поз. 81,2,3 осуществляется подачей холода в конденсатор поз. 91,2,3.

Заполнение винилхлорида в рубашку реактора производится давлением азота из емкостей поз. 41,2, (или насосом поз. 021,2 из поз. 013) до метки на мерном стекле рубашки.

В аварийных случаях слив винилхлорида из емкостей поз. 41,2, и рубашек реакторов поз. 81,2,3 производится в аварийную емкость поз. 3. Аварийная емкость поз. 3 представляет собой горизонтальный аппарат вместимостью 10 м3. Уровень в поз. 3 винилхлорида залитого в аварийную емкость не более 80%. Температура винилхлорида в аварийной емкости поз. 3 минус 20-20 0С. В качестве аварийной емкости для слива жидкого винилхлорида из рубашек реакторов поз. 81,2,3 может также быть использована одна из свободных расходных емкостей поз. 41,2.

Отмывка трихлорэтана

Трихлорэтан, образующийся в реакторе поз. 81,2,3, с массовой концентрацией активного хлора 1,6-9,5 г/дм3 по переливу через боковой штуцер поступает в приемную емкость поз. 16. Приемная емкость поз. 16 представляет собой вертикальный аппарат вместимостью 4 м3. Уровень в приемной емкости поз. 16 не более 80%. Из приемной емкости поз. 16 трихлорэтан самотеком поступает в эжектор поз. 121-4. Расход трихлорэтана 100-2500 л/ч, поступающего в эжектор поз. 121-4.В эжекторе поз. 121-4 трихлорэтан промывается раствором едкого натра с массовой долей 0,5-2,5%, где содержащийся в трихлорэтане хлор и хлористый водород связывается раствором едкого натра.

Раствор едкого натра подается насосами поз. 151,2,3, с объемным расходом 1-10 м3/ч.

Смесь трихлорэтана и раствора едкого натра, выходящая из эжектора поз. 121,2, поступает в сепаратор поз. 171, а из эжектора поз. 123,4 - в сепаратор поз. 172, где происходит разделение трихлорэтана и водного раствора едкого натра.

Сепаратор поз. 171,2 представляет собой вертикальный цилиндрический аппарат вместимостью 12,5 м3.

Трихлорэтан выходит из нижней части сепаратора поз. 171,2 и поступает в емкость поз. 131-4, откуда подается на стадию получения винилиденхлорида - сырца. Емкость поз. 131-4 представляет собой горизонтальный аппарат вместимостью 50 м3. Уровень трихлорэтана в емкости поз. 131-4 не более 80%. Трихлорэтан, выходящий из сепаратора поз. 171,2, анализируется на массовую концентрацию активного хлора и основного вещества. Массовая концентрация активного хлора должна быть не более 0,16 г./дм3, а массовая доля основного вещества не менее 94,4%.

Отработанный раствор едкого натра выходит из верхней части сепаратора поз. 171,2 и поступает в куб скруббера поз. 191,2 стадии очистки абгазов или выводится в емкость поз. 27.

В аварийных случаях для слива трихлорэтана из аппаратов стадии получения трихлорэтана используется свободная от продукта емкость поз. 131-4.

Насос поз. 14 может использоваться при заполнении трихлорэтаном реактора поз. 81,2,3 при его пуске.

При чистке эжекторов поз. 121-4 схемой предусмотрена возможность подачи трихлорэтана из емкости поз. 16 в емкость поз. 131-4, минуя стадию отмывки трихлорэтана.

Очистка абгазов, содержащих хлор и хлористый водород

Абгазы, содержащие хлор и хлористый водород, от воздушек и линии перелива реактора поз. 81,2,3, емкостей поз. 16, поз. 131-4, сепаратора 171,2, а также хлор от предохранительных клапанов буфера испаренного хлора поз. 1, направляются на систему очистки абгазов в скруббер поз. 191,2. Скруббер поз. 191,2 представляет собой вертикальный аппарат, заполненный кольцами Рашига.

Для предотвращения попадания воздуха в систему, в воздушку реактора поз. 81,2,3, емкостей поз. 16, поз. 131-4 и сепаратора поз. 171,2 подается азот с давлением 0,05 МПа (0,5 кгс/см2). Количество подаваемого азота составляет 0,7-2,5 м3/ч.

В скруббере поз. 191,2 происходит абсорбция из абгазов хлора и хлористого водорода раствором едкого натра. Очищенные абгазы сбрасываются в атмосферу через каплеотбойник поз. 18. Каплеотбойник поз. 18 представляет собой цилиндрический аппарат вместимостью 0,3 м3.

Раствор едкого натра подается на орошение колонны скруббера поз. 191,2 насосами поз. 151,2,3, из куба скруббера поз. 191,2. Объемный расход раствора едкого натра составляет 1-10 м3/ч.

Отработанный раствор едкого натра из сепаратора поз. 171,2 стадии отмывки трихлорэтана поступает в куб скруббера поз. 191,2, откуда насосами поз. 151,2,3 подается на орошение колонны скруббера и в эжектор поз. 121-4.

При достижении в растворе массовой доли едкого натра менее 0,5% (рН 8) его выводят с верхней части поз. 171,2 (до уровня не менее 30% в поз. 19) в емкость поз. 271,2. Затем свежий раствор едкого натра подается в куб скруббера поз. 191,2 (до уровня не более 80%) от поз. 26. По окончании замены раствора едкого натра его массовая доля в кубе поз. 191,2 должна составлять 0,5-2,5%.

Уровень в кубе скруббера поддерживается в пределах 30-80%. Давление в кубе скруббера не более 0,8 кПа (0,008 кгс/см2).

Разложение гипохлорита натрия в сточной воде

В емкости поз. 271,2 производится разложение гипохлорита натрия гидросульфидом натрия. Емкость поз. 271,2 представляет собой вертикальный эмалированный аппарат вместимостью 6,3 м3, с мешалкой.

После наполнения емкости поз. 271,2 по требованию персонала корпуса 9-1 ОТК производит анализ пробы сточных вод. По результатам анализа определяется массовая концентрация гипохлорита натрия в сточной воде и рассчитывается необходимый объем гидросульфида натрия для его разложения.

Для разложения гипохлорита натрия в емкости поз. 271,2 подается расчетный объем гидросульфида натрия из поз. 10.

После разложения гипохлорита натрия производится отбор пробы для контрольного анализа в санитарной лаборатории ЭЦАК. При удовлетворительном анализе и разрешении санитарной лаборатории ЭЦАК, сточная вода насосом откачивается в корпус 12-13.

3.4 Нормы технологического режима и метрологическое обеспечение

Для каждой стадии и каждого потока реагентов непрерывных процессов указывается объемный расход, температура, давление и другие показатели. Все показатели указываются с возможными допусками или интервалами. Нарушение параметров технологического режима - одна из основных причин аварийных ситуаций на химических предприятиях.

Данные о нормах технологического режима и метрологического обеспечения приведены в таблице 3.2.

Таблица 3.2 - Нормы технологического режима и метрологического обеспечения

4 Технико-технологические работы

4.1 Технологический расчет основного аппарата

Материальный баланс основной и вспомогательной стадии

Расчет материального баланса стадии синтеза

Исходные данные

Производительность по 1,1,2 - трихлорэтану техническому - 16000 т/год

Эффективный фонд времени - 8256 ч

Степень конверсии винилхлорида - 97,5%

Избыток хлора - 4% от стехиометрии по 1 реакции

Потери трихлорэтана - 1%

Таблица 4.1 - Состав исходного сырья

Содержание 1,1,2 - трихлорэтана в сырце - 94%

Селективность винилхлорида по:

1 реакции - 96,62%;

2 реакции - 0,04%;

3 реакции - 1,55%;

4 реакции - 1,44%;

5 реакции - 0,35%.

При хлорировании винилхлорида протекаю следующие реакции

1) СН2 = СНС1+ С12 > СН2С1 - СНС12

62,5 71 133,5

2) СН2 = СНС1+ 2С12 > СН2С1 - СС13 + НС1

62,5 142 168 36,5

3) СН2 = СНС1+ 2С12 > СНС12 - СНС12 + НС1

62,5 142 168 36,5

4) СН2 = СНС1+ НС1> СН3 - СНС12

62,5 36,5 99

5) СН2 = СНС1+ С12 > СНС1= СНС1 + НС1

62,5 71 97 36,5

Выход цис - 1,2 - дихлорэтилена - 37,74%

Выход транс - 1,2 - дихлорэтилена - 62,26%

6) 4Н2О + СаС12 > СаС12 * 4Н2 О

18 111 183

7) Н2О + С12 > НOCl + НС1

18 71 52,5 36,5

Расчет

Определяем часовую производительность

16000000/8256 = 1937,98 кг/ч

Определяем производительность с учетом потерь

1937,98 * 1,01 = 1957,36 кг/ч

Определяем количество потерь

1957,36 - 1937,98 = 19,38 кг/ч

Определяем производительность по 94% 1,1,2 - ТХЭ - сырцу

1957,36 * 94/100 = 2082,29 кг/ч

Определяем количество примесей в сырце

2082,29 - 1957,36 = 124,93 кг/ч

Определяем количество ВХ вступившего в 1-реакции

1957,36 * 62,5/133,5 = 916,36 кг/ч

Определяем количество винилхлорида с учетом селективности 96,62% по 1-реакции 916,36/0,9662 = 948,42 кг/ч

Определяем количество ВХ вступившего во 2 - реакцию

948,42 * 0,04/100 = 0,38 кг/ч

Определяем количество ВХ вступившего в 3-реакцию

948,42 * 1,55/100 = 14,70 кг/ч

Определяем количество ВХ вступившего в 4-реакцию

948,42 * 1,44/100 = 13,62 кг/ч

Определяем количество ВХ вступившего в 5-реакцию

948,42 * 0,35/100 = 3,36 кг/ч

Определяем количество ВХ с учетом его степени конверсии

948,42/0,975 = 972,74 кг/ч

Определяем количество не прореагировавшего ВХ

972,74 - 948,42 = 24,32 кг/ч

Определяем количество ВХ с учетом его степени чистоты

972,74* 94,16/100 = 1033,07 кг/ч

Определяем количество влаги в ВХ

1033,07 * 0,0444/100 = 0,45 кг/ч

Определяем количество этилхлорида в ВХ

1033,07 - 972,74 - 0,45 = 59,88 кг/ч

Определяем количество хлора вступившего в 1-реакцию

916,36 * 71/62,5 = 1041,00 кг/ч

Определяем количество хлора с учетом избытка

1041,00 * 1,04 = 1082,64 кг/ч

Определяем избыток хлора

1082,64 -1041,00 = 41,64 кг/ч

Определяем количество хлора вступившего во 2-реакцию

0,38 * 142/62,5 = 0,86 кг/ч

Определяем количество хлора вступившего в 3-реакцию

14,70 * 142/62,5 = 33,40 кг/ч

Определяем количество хлора вступившего в 5-реакцию

3,36 * 71/62,5 = 3,82 кг/ч

Определяем количество хлора с учетом его чистоты

1082,64 * 99,98/100 = 1082,85 кг/ч

Определяем количество влаги в хлоре

1082,85 - 1082,64 = 0,21 кг/ч

Определяем количество 1,1,1,2 - тетрахлорэтана в сырце

0,38 * 168/62,5 = 1,02 кг/ч

Определяем количество 1,1,2,2 - тетрахлорэтана в сырце

14,70 * 168/62,5 = 39,51 кг/ч

Определяем количество 1,1 - дихлорэтана в сырце

13,62 * 99/62,5 = 21,57 кг/ч

Определяем количество 1,2 - дихлорэтилена

3,36 * 97/62,5 = 5,21 кг/ч, из них

Цис - дихлорэтилена 5,21* 37,5/100 = 1,95 кг/ч

Транс - дихлорэтилена 5,21 * 62,5 /100 = 3,26 кг/ч

Определяем количество образовавшегося хлористого водорода по 2-реакции

0,38 * 36,5/62,5 = 0,22 кг/ч

Определяем количество образовавшегося хлористого водорода по 3-реакции

14,70 *36,5/62,5 = 8,59 кг/ч

Определяем количество образовавшегося хлористого водорода по 5-реакции

3,36 * 36,5/62,5 = 1,97 кг/ч

Определяем количество хлористого водорода прореагировавшего по 4-реакции

13,62 * 36,5/62,5 = 7,95 кг/ч

Определяем количество необходимого хлористого кальция для осушки ВХ от влаги 0,45 * 111/72 = 0,69 кг/ч

Определяем количество отработанного хлористого кальция

0,45 * 183/72 = 1,14 кг/ч

Определяем количество хлора прореагировавшего по 7-реакции

0,21 * 71/18 = 0,83 кг/ч

Определяем количество образовавшегося хлорноватистого водорода по 7-реакции 0,21 * 52,5/18 = 0,61 кг/ч

Определяем количество образовавшегося хлористого водорода по 7-реакции

0,21 * 36,5/18 = 0,43 кг/ч

Определяем общее количество не прореагировавшего хлора

41,64 - 0,86 - 33,40 - 3,82 - 0,83 = 2,73 кг/ч

Определяем общее количество выделившегося хлористого водорода

0,22 + 8,59 + 1,97 + 0,43 - 7,95 = 3,26 кг/ч

Определяем содержание компонентов в абгазах:

а) хлора - 0,31% от не прореагировавшего количества

0,31/100 * 2,73 = 00,1 кг/ч

б) хлористого водорода - 65,2% от оставшегося количества

65,2/100 * 3,26 = 2,12 кг/ч

в) винилхлорида - 14,24% от не прореагировавшего количества

14,24/100 * 24,32 = 3,46 кг/ч

г) 1,1 - дихлорэтана 2,56% от количества образовавшегося по 4-реакции

2,56/100 * 21,57 = 0,55 кг/ч

Определяем потери 1,1,2 - трихлорэтана на стадии синтеза. Количество потерь составляет 15% от общего количества потерь

15/100 * 19,38 = 2,91 кг/ч

Таблица -4.2. Материальный баланс получения 1,1,2 - трихлорэтана

Расчет материального баланса вспомогательной стадии

(промывки 1,1,2 - трихлорэтана, очистки абгазов и нейтрализации сточных вод)

Исходные данные

Концентрация щелочи (NаОН) - 1,5%;

Концентрация гидросульфида натрия - 24%;

Избыток щелочи 4-х кратный на основные реакции (1,2,3 реакция)

Избыток гидросульфида натрия - 1,6% от стехиометрии

Омылению подвергается:

а) 69,7% - 1,1,2 - трихлорэтана, от количества потерь;

б) 6,9% - 1,1,1,2 - тетрахлорэтана, от количества образовавшегося;

в) 6,9% - 1,1,2,2 - тетрахлорэтана, от количества образовавшегося.

Протекающие реакции

1) NaOH + НС1 > NaCl + H2О

40 36,5 58,5 18

2) С12 + 2NaOH > NaCl + NaOCl + H2О

71 80 58,5 74,5 18

3) НОС1 + NaOH > NaOCl + H2О

52,5 40 74,5 18

4) СН2С1 - СНС12 + NaOH > СН2 = СС12 + NаСl + H2О

133,5 40 97 58,5 18

5) СН2С1 - СС13 + NaOH > СНС1= СС12 + NаСl + H2О

168 40 131,5 58,5 18

6) СНС12 - СНС12 + NaOH > СНС1= СС12 + NаСl + H2О

168 40 131,5 58,5 18

7) 4NaOCl + NaНS+ NaOH > 4NаСl + Nа2 SО4 + H2О

298 56 40 234 142 18

Расчет

Определяем количество едкого натра пошедшего на:

1 реакцию 3,26 * 40/36,2 = 3,57 кг/ч

2 реакцию 2,73* 80/71 = 3,06 кг/ч

3 реакцию 0,61 * 40/52,5 = 0,46 кг/ч

Определяем количество щелочи на основные реакции

3,57 + 3,06 + 0,46 = 7,09 кг/ч

Определяем количество щелочи с учетом избытка

7,09 * 4 = 28,36 кг/ч

Определяем избыток щелочи

28,36 - 7,09 = 21,27 кг/ч

Определяем количество 1,5% раствора щелочи

28,36 * 1,5/100 = 1890,66 кг/ч

Определяем количество воды для приготовления 1,5% раствора щелочи

1890,66 -28,36 = 1862,3 кг/ч

Определяем потерю щелочи на:

4 реакцию 19,38 * 0,697 * 40/133,5 = 4,04 кг/ч

5 реакцию 39,51 * 0,069 *40/168 = 0,65 кг/ч

6 реакцию 1,02 * 0,069 * 40/168 = 0,01 кг/ч

Определяем количество образовавшегося винилиденхлорида

13,50 * 97/133,5 = 9,81 кг/ч

Определяем количество образовавшегося трихлорэтилена по:

5 реакции 2,72 *131,5/168 = 2,13 кг/ч

6 реакции 0,07 * 131,5/168 = 0,05 кг/ч

Определяем общее количество образовавшего трихлорэтилена

2,13 + 0,05 = 2,18 кг/ч

Определяем количество получившегося хлористого натрия по:

1 реакции 3,26 * 58,5/36,5 = 5,22 кг/ч

2 реакции 2,72 *58,5/71 = 2,24 кг/ч

4 реакции 13,50 * 58,5/133,5 = 5,91 кг/ч

5 реакции 2,72 * 58,5/168 = 0,94 кг/ч

6 реакции 0,07 * 58,5/168 = 0,02 кг/ч

Определяем количество образующегося гипохлорида натрия по:

2 реакции 2,72 * 74,5/71 = 2,85 кг/ч

3 реакции 0,61 * 74,5/52,5 = 0,86 кг/ч

Определяем общее количество гипохлоридов натрия

2,85 + 0,86 = 3,71

Определяем количество образующейся воды по:

1 реакции 3,26 * 18/36,5 = 1,61 кг/ч

2 реакции 2,72 * 18/71 = 0,69 кг/ч

3 реакции 0,61 * 18/52,5 = 0,21 кг/ч

4 реакции 13,50 * 18/133,5 = 1,82 кг/ч

5 реакции 2,72 * 18/168 = 0,3 кг/ч

6 реакции 0,07 * 18/168 = 0,01 кг/ч

7 реакции 3,71 * 18/298 = 0,23

Определяем потерю щелочи на 7-реакцию

3,71 * 40/298 = 0,5 кг/ч

Определяем общее количество щелочи в сточной воде

28,36 - 7,09 - 4,04 - 0,65 - 0,01 - 0,5 = 16,07 кг/ч

Определяем количество гидросульфида натрия необходимого для разложения гипохлоридов 3,71 * 56/298 = 0,7 кг/ч

Определяем количество гидросульфида натрия с учетом избытка

0,7 * 1,016 = 0,71 кг/ч

Избыток гидросульфида натрия составит

0,71 -0,7 = 0,01 кг/ч

В пересчете на 24% раствор гидросульфида натрия, его количество составит

0,71 /0,24 = 2,96 кг/ч

Определяем количество воды в растворе гидросульфида натрия

2,96 - 0,71 = 2,25 кг/ч

Определяем количество хлорида натрия образующегося по 7-реакции

3,71 * 234/298 = 2,91 кг/ч

Определяем общее количество хлорида натрия в сточной воде

5,22 + 2,24 + 5,91 + 0,94 + 0,02 + 2,91 = 17,24 кг/ч

Определяем общее количество воды

1862,3 + 1,61 + 0,69 + 0,21 + 1,82 + 0,3 + 0,01 + 0,23 + 2,25 = 1869,42 кг/ч

Определяем содержание компонентов в сточной воде:

а) трихлорэтилена - 2,25% от общего количества образовавшегося

2,25/100 * 2,18 = 0,05 кг/ч

б) 1,1,2 - трихлорэтана - 0,3% от количества потерь

0,3/100 * 19,38 = 0,06 кг/ч

в) воды - 99,944 от общего количества

1869,42 * 99,944/100 =1868,37 кг/ч

г) винилхлорида - 0,38% от количества в ТХЭ-сырце

0,38/100 * 20,86 = 0,08 кг/ч

д) винилиденхлорид - 0,5% от количества образовавшегося

0,5/100 * 9,81 = 0,05 кг/ч

Определяем содержание компонентов в абгазах:

а) винилхлорида - 28,48% от не прореагировавшего количества

28,48/100 * 24,32 = 6,92 кг/ч

б) винилиденхлорида - 5,06% от количества образовавшегося

5,06/100 * 9,81 = 0,5 кг/ч

в) трихлорэтилена - 17,5% от количества образовавшегося

17,5/100 * 2,18 = 0,38 кг/ч

Определяем общее количество потерь 1,1,2 - трихлорэтана. Количество потерь составляет 30% от общего количества потерь

30/100 * 19,38 = 5,82 кг/ч

Таблица -4.3 Материальный баланс промывки 1,1,2 - трихлорэтана, очистки абгазов и нейтрализации сточных вод

Расчет объема

Режим работы - непрерывный

Температура реакционной смеси - 30 °С

Давление - атмосферное

Реактор представляет собой цилиндрический аппарат с двухъярусной мешалкой.

Определяем реакционный объем

? = Vp/?[42]

где Vp - реакционный объем, м3;

? - объемная скорость, м3/с;

т - эффективное время пребывания (40-48 часов)

Объемная скорость определяется по объему продукта выходящего из реактора в единицу времени.

? = Q/?

где р - плотность реакционной смеси, кг/м3;

Q - выход продукта, кг/ч.

? =2082,29/1424 = 1,5 м3/ч

V = ? * ?

V = 48 * 1,5 = 72 м3

Принимаем к установке реактор, аналогично действующему на производстве с следующими характеристиками:

- полным объемом 37,1 м3,

- реакционный объем 32,1 м3.

Рассчитаем количество реакторов

n = V/Vр

n = 72/32,1 = 2,3

Принимаем к установке 3 реактора.

Расчет поверхности теплообмена реактора

Определяем критерий Прандтля

Рr = ?ТХЭ * СТХЭ / ?ТХЭ

где ? - вязкость ТХЭ, Па * с;

С - удельная теплоемкость ТХЭ, Дж/кг * К;

?с - коэффициент теплопроводности ТХЭ, Вт/м * К.

Рr = 1,01 * 10-3 * 1,113 * 103 / 0,135 = 8,32

Определяем число Рейнольдса

Rе = ? * d2 * ?ТХЭ /?ТХЭ

где ? - окружная скорость мешалки ? = 4 м/с;

d - диаметр лопастей мешалки, м;

? - плотность ТХЭ, кг/м3;

? - вязкость ТХЭ, Па * с.

Rе = 4 * 12 * 1424/1,01 * 10-3 = 5,64 * 106

Определяем критерий Нуссельта, при перемешивании реакционной массы мешалкой

Nu = 0,021 * Rем0.8 * Pr0.43* pr /pст

Расчёт коэффициента теплоотдачи ведется без учёта влияния направления теплового потока, т.е. пренебрегаем отношением pr /pст

Nu = 0,021 * (5,64 * 106)0.8 * 8,320.43 = 13149,087

Определяем коэффициент теплоотдачи от реакционной массы к стенке аппарата

?ТХЭ = Nu ? ?ТХЭ /D

где D - диаметр реактора, м.

?ТХЭ = 13149,087 * 0,135/2,8 = 634,00 Вт/м2 ? К

Определяем критерий Прандтля

Рr = ?ВХ * СВХ / ?ВХ

где ? - вязкость ВХ, Па * с;

С - удельная теплоемкость ВХ, Дж/кг * К;

?с - коэффициент теплопроводности ВХ, Вт/м * К.

Рr = 0,278 * 10-3 * 1,146 * 103 / 0,138 = 2,3

Определяем число Рейнольдса

Rе = ? * d2 * ?ВХ /?ВХ

где ? - линейная скорость движения ? = 0,5 м/с;

d - эквивалентный диаметр рубашки, м.

Rе = 0,5 * 0,372 * 983 / 0,278 * 10-3 = 657,7 * 103

Определяем критерий Нуссельта

Nu = 0,021 * Rе0.8 * Pr0.43

Nu = 0,021 * (657,7 * 103) 0.8 * 2,30.43 = 1355,77

Определяем коэффициент теплоотдачи от винилхлорида к стенке аппарата

?ВХ = Nu * ?ВХ /D

где D - диаметр рубашки, м.

?ВХ = 1355,77 * 0,138/3,2 = 584,6 Вт/м2 ? К

Определяем коэффициент теплопередачи

где r1 - тепловое сопротивление загрязнений со стороны реакционной массы, Вт/м2 ? К;

? - толщина стенки корпуса, м;

? - коэффициент теплопроводности стенки реактора, Вт/м ? К;

r2 - тепловое сопротивление загрязнений со стороны охлаждающего ВХ,

Вт/м2 ? К.

= 237,65 Вт/м2 ? К

Тепловую нагрузку реактора берем из теплового баланса.

Определяем поверхность теплообмена

F = Q/K?tср

где Q - тепловая нагрузка на реактор, кДж/час;

К - коэффициент теплопередачи, Вт/м2 * К;

tср - средняя разность температур между хладоагентом омывающим стенки аппарата и реакционной зоной, Со.

F = 3022808,14 * 1000/237,65 * 47,5 * 3600 = 74,3м2

Принимаем к установке действующие реактора на данном производстве т.е. 3 реактора с площадью теплообмена 40 м2 каждый.

4.2 Конструктивно-механический расчет основного аппарата

Расчёт мешалки

Для перемешивания реакционной смеси применяется турбинная открытая двухъярусная мешалка с различными диаметрами.

Расчет турбинной открытой мешалки

Dм = 900 мм

h = 0,2 Dм = 180 мм

l = 0,25 Dм = 225 мм

Dд = 0,75 Dм = 675 мм

Принимаем окружную скорость мешалки ? = 4 м/с

Частота вращения мешалки определяется по формуле

n = ?/? * DМ

n = 4/3,14 * 0,9 = 1,14 сек-1

Принимаем частоту вращения мешалки

n = 2 сек-1 = 120 об/мин

Центробежный критерий Рейнольдса определяем по формуле

ReЦ = ?С * n * Dм2/ µС

где ?С - плотность смеси, кг/м3;

n - частота вращения мешалки, с-1;

Dм - диаметр мешалки, м;

µС - вязкость перемешиваемой смеси, Па*с.

Критерий мощности KN зависит от критерия ReМ. При данном ReМ, критерии KN = 3. Определяем мощность, требуемую на перемешивание реакционной смеси

N = KN * ?С * n3 * Dм5

N = 3 * 1424 *23 * 0,95 = 20,2 кВт

К установке принимаем мешалку по МН 5874-66 [43]

Dм = 900 мм,

? = 6,4 м/с

n=2,25 с-1

N = 37,8 кВт

Расчет турбинной открытой мешалки

Dм = 1000 мм

h = 0,2 Dм = 200 мм

l = 0,25 Dм = 250 мм

Dд = 0,75 Dм = 750 мм

Принимаем окружную скорость мешалки ? = 4 м/с

Частота вращения мешалки определяется по формуле

n = ?/? * DМ

n = 4/3,14 * 1 = 1,27 сек-1

Принимаем частоту вращения мешалки

n = 2 сек-1 = 120 об/мин

Центробежный критерий Рейнольдса определяем по формуле

ReЦ = ?С * n * Dм2/ µС

где ?С - плотность смеси, кг/м3;

n - частота вращения мешалки, с-1;

Dм - диаметр мешалки, м;

µС - вязкость перемешиваемой смеси, Па*с.

ReЦ = 1424 * 2 * 12/1,01 * 10-3 = 2,8 * 106

Критерий мощности KN зависит от критерия ReМ. При данном ReМ, критерии KN = 3. Определяем мощность, требуемую на перемешивание реакционной смеси

N = KN * ?С * n3 * Dм5

N = 3 * 1424 *23 * 15 = 34,1 кВт

К установке принимаем мешалку по МН 5874-66

Dм = 1000 мм,

? = 7,1 м/с

n=2,25 с-1

N = 63,0 кВт

Т.к. мешалка двухъярусная, то по МН 5874-66 принимаем мощность N = 93,8 кВт.

4.3 Тепловой баланс реактора

Исходные данные:

В реактор поступает винилхлорид и хлор с температурой:

1. ВХ -35 °С

2. С12 -35 °С

Тепловой эффект реакции - 50 ккал / моль

Температура реакции - 30 оС

QПрих = QРасх.

QВХ + QХлор + QЭФ = QТХЭсырец + QАбгазов + QТепл.нагр.+ QПотерь

Определяем количество тепла, поступающего с хлором

QХлор = GХлор * t * СХлор

где GХлор - количество поступающего хлора, кг/ч;

t - температура поступающего хлора, оС;

СХлор - теплоемкость хлора, ккал/кг * оС.

QХлор = 1082,85 * 40 * 0,116 * 4,19 = 21052,33 кДж/час

Определяем количество тепла, поступающего с винилхлоридом

QВХ = GВХ * t * СВХ

где GВХ - количество поступающего винилхлорида, кг/ч;

t - температура поступающего винилхлорида, оС;

СВХ - средняя теплоемкость винилхлорида, ккал/кг * оС.

QВХ = 1033,07 * 35 * 0,210 * 4,19 = 31814,94 кДж/час

Определяем количество теплоты, выделяющейся в результате химической реакции

QЭФ = 1957,36 * 1000 * 50 * 4,19/133,5 = 3071662,32 кДж/час

Определяем общее количество QПрих

QПрих = 21052,33 + 31814,94 + 3071662,32 = 3124529,59 кДж/час

Определяем количество тепла уносимого с ТХЭ - сырцом

QТХЭсырец = GТХЭсырец * t * СТХЭсырец

где GТХЭсырца - количество выходящего ТХЭ-сырца, кг/ч;

t - температура выходящего ТХЭ-сырца, оС;

СТХЭсырец - теплоемкость ТХЭ-сырца, ккал/кг * оС.

QТХЭсырец = 2082,29 * 30 * 0,266 * 4,19 = 69623,86 кДж/час

Определяем количество тепла уходящее с абгазами

QАбгазов = GАбгазов * t * САбгазов

где GАбгазов - количество уходящих абгазов, кг/ч;

t - температура уходящих абгазов, оС;

САбгазов - средняя теплоемкость абгазов, ккал/кг * оС.

QАбгазов = 30,27 * 30 * 0,224 * 4,19 = 852,3 кДж/час

Определяем количество теряемого тепла в окружающую среду. Примем количество теряемого тепла в окружающую среду равное 1% от общего количества прихода

QПотерь = 3124529,59 * 0,01 = 31245,29 кДж

Из уравнения теплового баланса определяем тепловую нагрузку реактора

QТепл.нагр = 3124529,59 - 69623,86 - 852,3 - 31245,29 = 3022808,14 кДж

Таблица 4.1 - Тепловой баланс реактора

4.4 Расчет и подбор оборудования вспомогательной стадии

Расчет вспомогательного оборудования

Расчет насоса

Насос поз. 141,2 предназначен для подачи трихлорэтана в реактор омыления

Расход ТХЭ = 5 м3/час = 0,00138 м3/сек.

Геометрическая высота подъема - 9 м.

Длина трубопровода на линии нагнетания - 19 м.

Длина трубопровода на линии всасывания - 11 м.

На линии нагнетания имеются 6 отводов под углом 90о с радиусом поворота, равным 6 диаметрам трубы и 2 нормальных вентиля. На всасывающем участке трубопровода установлено 2 прямоточных вентиля, 4 отвода отводов под углом 90о с радиусом поворота, равным 6 диаметрам трубы.

а) Выбор трубопровода

Для всасывающего и нагнетательного трубопровода примем одинаковую скорость течения трихлорэтана - 2 м/с. Тогда диаметр трубопровода равен

d =

где Q - расход ТХЭ, м3/с;

? - скорость течения ТХЭ в трубе, м/с.

d = = 0,03 м

б) Определение потерь на трение и местные сопротивления.

Находим критерий Рейнольдса

Re = ? *d*p/µ

где p - плотность ТХЭ, кг/м3;

µ - вязкость ТХЭ, Па ? с.

Re = 2 * 0,03 * 1424/1,01*10 -3 = 84594,06

Режим движения турбулентный.

Абсолютную шероховатость трубопровода принимаем ? = 0,002 мм, тогда относительна шероховатость трубы

е =?/d = 0,002/0,03 = 0,066

Далее получим

1/е = 15,15

560 * 1/е = 8484

10 * 1/е = 151,5

Re > 560 * 1/е

Таким образом, в трубопроводе имеет место, зона автомодельная по отношению к Rе и расчет коэффициента трения ? следует проводить по следующей формуле

? = 0,11е0,25

? = 0,11 * 0,0660,25 = 0,0557

Определим сумму коэффициентов местных сопротивлений отдельно для всасывающей и нагнетательной линии.

Для всасывающей линии

1) Вход в трубу ?1 = 0,5

2) Прямоточные вентили для:

d = 0,025 м ? = 1,04

d = 0,038 м ? = 0,85

d = 0,03 м ? = 0,96

Умножим на поправочный коэффициент: ? = 0,902, получим ?2 = 0,866

3) Отводы: коэффициент А = 1, коэффициент В = 0,09, ?3 = 0,09

Сумма коэффициентов местных сопротивлений во всасывающей линии

?? = ?1 + 2?2 + 6?3

?? = 0,5 + 2*0,866 + 6* 0,09 = 2,772

Находим потерянный напор во всасывающей линии

hп.вс = (?*l/d + ??)* ?2/2g

hп.вс = (0,0557 * 11/0,03 + 2,772) 22/2*9,81 = 4,73 м

Для нагнетательной линии

1) Вход в трубу ?1 = 1

2) Нормальные вентили для:

d = 0,02 м ? = 8

d = 0,04 м ? = 4,9

d = 0,03 м ? = 6,45

3) Отводы: коэффициент А = 1, коэффициент В = 0,09, ?3 = 0,09

Сумма коэффициентов местных сопротивлений во всасывающей линии

?? = ?1 + 2?2 + 4?3

?? = 1 + 2 * 6,45 + 6 * 0,09 = 14,44

Находим потерянный напор во всасывающей линии

hп.наг = (?*l/d + ??)* ?2/2g

hп.наг = (0,0557 * 19/0,03 + 14,44) 22/2*9,81=10,13 м

Общие потери напора

hп = hп..наг + hп.вс

hп = 10,13 + 4,73 = 14,86 м

Выбор насоса

Находим напор насоса по формуле:

Н = (р1 - р2)/рg + Нг + hп

где р1 - давление в аппарате, из которого перекачивается ТХЭ, МПа;

р2 - давление в аппарате, в который подается ТХЭ, МПа;

Нг - геометрическая высота подъема ТХЭ, м.

Н= 0,05 * 106/1424 * 9,81 + 9 + 14,86 = 27,4 м. вод. ст.

Подобный напор при заданной производительности обеспечивается центробежным насосом. Определяем полезную мощность

Nп= p*q*Q*H

Nп =1424*9,81*0,00138*27,4 = 530 Вт = 0,53 кВт

Принимаем ?пер = 1, ?н = 0,5 и находим мощность на валу двигателя

N = Nп /(?пер * ?н)

где ?пер и ?н - коэффициенты полезного действия насоса и передачи от электродвигателя к насосу.

N = 0,53/(1*0,5) = 1,06 кВт

Заданной подаче и напору более всего соответствует центробежный насос марки Х8/30, для которого в оптимальных условиях работы

Q = 2,4*10-3 м/c, Н = 30 м. вод. ст., ?н = 0,5. Насос обеспечен электродвигателем ВАО-32-2 номинальной мощность Nн = 4,0 кВт, ?дв = 0,83, частота вращения вала n = 48,3с-1. [44]

Расчет дегидратора поз. 61,2

Аппарат предназначен для осушки винилхлорида хлористым кальцием. Замена хлористого кальция происходит через 10 дней работы.

Насыпная плотность рСаСl = 400 кг/см2.

По данным материального баланса в винилхлориде содержится и поступает в дегидратор 0,45 кг/час воды, при сушке этого количества расходуется 0,69 кг/час СаСl2.

Расход СаС12 на 10 дней составит

0,69 *10 * 24 = 165,6 кг

Учитывая 90% содержание СаСl2 в исходном продукте, его расход составит:

165,5/0,9 = 183,88 кг

В процессе работы СаСl2 используется на 48%

194,82/0,48 = 399,74 кг/час

Объем дегидратора с учетом у = 0,8, составит:

V = Q / р * у = 170,6 / 400*0,8 = 0,533 м3

По ГОСТу 9931-69 принимаем вертикальный аппарат:

V = 0,8 м3

Д = 800 мм

Материал изготовления СтХ18Н10Т

Количество - 2 шт.

Расчет испарителя поз. 71,2

Испаритель предназначен для испарения винилхлорида перед подачей его в реактор синтеза трихлорэтана.

Температура ВХ на входе в испаритель - минус 10 оС

Температура ВХ на выходе из испарителя - 35 °С

Температура пара - 143 °С

Температура конденсата - 85 °С

Давление пара - 4 кгс/см2

Определяем количество тепла, необходимого для испарения винилхлорида

QВХ = GВХ * rВХ

где rВХ - теплота испарения ВХ, кДж/кг;

GВХ - количество поступающего ВХ в реактор, кг/ч.

Q = 1033,07 * 289,52 = 299094,42 кДж/ч

Определяем количество пара, необходимое для испарения винилхлорида

GП = QВХ / rП

где rП - теплота испарения пара, кДж.

GП = 299094,42/2132,71 = 140,24 кг

Среднеарифметическая разность температур составит - 100 оС

Определяем поверхность теплообмена

F= Q/K*?tcp

К=1/1?П + ?rст+ 1/?ВХ

Определяем коэффициент теплоотдачи для испаренного винилхлорида

?ВХ = 3,78?

где ? - коэффициент теплопроводности ВХ, Вт/м*К;

p - плотность ВХ, кг/м3;

n - число труб, шт.;

µ - вязкость ВХ, Па*с;

Для определения n 25*2 принимаем Re = 15000 и находим

n =GВХ /0,785 * Re*d* µ

n = 1033,07 /(0,785* 15000*0,025*0,256*10-3) = 342 шт.

Принимаем одноходовой кожухотрубный испаритель с числом труб 362 шт.

Определяем коэффициент теплоотдачи для конденсирующего пара

?П = 2,02е?

где е - коэффициент, зависящий от числа труб.

?ВХ=3,78*0,138=1642,5 Вт/м2*К

?П = 2,02*0,52* 0,686 = 1720,4 Вт/м2*К

Определяем коэффициент теплопередачи

Определяем поверхность теплообмена

F = Q/K?tср

F = 299094,42/326,78*100 = 9,17 м2

Подбор вспомогательного оборудования

В соответствии с ГОСТ 15181-79 подбираем кожухотрубчатый теплообменник

Конденсатор поз. 03

Д кожуха = 800 мм

d труб = (25*2) мм

число ходов - 1

Общее число труб - 465 шт.

L труб = 2 м

F=73м2

Конденсатор поз. 05

Д кожуха = 800 мм

d труб = (25*2) мм

число ходов - 1

Общее число труб - 465 шт.

L труб = 3 м

F=109 м2

Конденсатор поз. 91-3

Д кожуха = 800 мм

d труб = (25*2) мм

число ходов - 1

Общее число труб - 465 шт.

L труб = 3 м

F=109 м2

Теплообменник поз. 22

Д кожуха = 400 мм

d труб = (25*2) мм

число ходов -2

Общее число труб -100 шт.

L труб = 2 м

F=16м2

В соответствии с ГОСТ 13372-78 подбираем емкостное оборудование[45]

В соответствии с ГОСТ 22247 - 76Е подбираем насосное оборудование

Насос поз. 11

Марка Х8/30

Q = 2,4*10-3 м/c

Н = 30 м. вод. ст.

n = 48,3 с-1

?н = 0,5

Электродвигатель ВАО-32-2

Nн = 4,0 кВт

?дв = 0,83

Насос поз. 151-3, 211,2, 24, 261,2.

Марка Х20/31

Q = 5,5 *10-3 м/c

Н = 31 м. вод. ст.

n = 48,3 с-1

?н = 0,55

Электродвигатель ВАО-41-2

Nн = 5,5 кВт

?дв = 0,84

Выводы

В данной курсовой работе предлагается использовать в качестве дополнительного источника исходного сырья, винилхлорид - абгазный. Применение дополнительного источника сырья в виде винилхлорида абгазного позволит увеличить мощность по производству 1,1,2-трихлорэтана. Одновременно с увеличением мощности по производству 1,1,2-трихлорэтана, происходит и улучшение экологической обстановки на промышленной площадке ОАО «Каустик». Это связано с утилизацией винилхлорида абгазного, который до этого утилизировался методом сжигания на факельной установке и продукты горения выбрасывались в атмосферу.

В разделе «Технологическая часть» был произведен расчет материального баланса стадии синтеза и стадии отмывки 1,1,2-трихлорэтана, рассчитан реактор синтез трихлорэтана, рассчитано и подобрано вспомогательное оборудование.

Список использованных литературных источников

1. Справочник «Промышленные хлорорганические продукты». Под ред. Ошина Л.А. М:, Химия. 1978 г.

2. Патент РФ. №207887. Опубликован: 01.01.1968 г.

3. Патент РФ. №222350. Опубликован: 01.01.1970 г.

4. Патент РФ. №277760. Опубликован: 01.01.1970 г.

5. Патент РФ. №404219. Опубликован: 01.01.1973 г.

6. Патент РФ. №742421. Заявлен 13.10.1978 г. Опубликован: 25.06.1980 г.

7. Постоянный технологический регламент №4-18/2007 по производству винилиденхлорида-сырца.

8. Патент РФ. №910573. Заявлен 22.05.1980 г. Опубликован: 07.03.1982 г.

9. Патент РФ. №1785523. Заявлен 07.12.1990 г. Опубликован: 30.12.1992 г.

10. Патент РФ. №2057107. Заявлен 25.03.1992 г. Опубликован: 27.03.1996 г.

11. Журнал органической химии, 1968 г., 4, №12,2078-2086

12. Патент ФРГ 976461 (1963 г.); РЖХим, 1964 г., 22н8.

13. Патент США. 3173963 (1963 г.); РЖХим, 1966 г., 15н21.

14. Патент Франция, №2057605. Заявлен 29.08.1969 г. Опубликован 21.05.1971 г.

15. Патент ФРГ. №1943615. Заявлен 27.08.1969 г. Опубликован 05.08.1971 г.

16. Патент США. №3173963. Заявлен 29.08.1960 г. Опубликован 16.03.1963 г.

17. Патент РФ. №1832672. Заявлен 23.11.1988 г. Опубликован 27.07.1996 г.

18. РЖХим. 15н21п, 1964 г.

19. Патент Англии. №10565226. Заявлен 31.03.1964 г. Опубликован 25.01.1961 г.

20. Патент Англии. №057681. Заявлен 31.03.1964 г. Опубликован 08.02.1967 г.

21. Патент Франции. №1470943. Заявлен 10.03.1966 г. Опубликован 16.01.1967 г.

22. Семёнов П.И., Поляков К.К. «Зарубежные полимеры и компоненты». М.: А.Н.СССР.1963 г.

23. Патент РФ. №1061419. Заявлен 30.07.1979 г. Опубликован 27.12.1999 г.

24. Патент РФ. №2152254. Заявлен 29.09.1997 г. Опубликован 10.07.2000 г.

25. Патент РФ. №2008132523. Заявлен 06.08.2008 г. Опубликован 20.02.2010 г.

26. Патент РФ. №2153394. Заявлен 05.02.1999 г. Опубликован 27.07.2000 г.

27. Патент РФ. №2367511. Заявлен 26.06.2007. Опубликован 10.01.2009 г.

28. Патент РФ. №2004131405. Заявлен 27.10.2004 г. Опубликован 10.04.2006 г.

29. Патент РФ. №2303483. Заявлен 27.10.2004 г. Опубликован 27.07.2007 г.

30. Патент РФ. №2002116667. Заявлен 16.11.2000 г. Опубликован 27.12.2003 г.

31. Патент РФ. №2348450. Заявлен 21.03.2007 г. Опубликован 27.09.2009.г.

32. Патент РФ. №2153497. Заявлен 27.08.1998 г. Опубликован 27.07.2000 г.

33. Патент РФ. №2006123886. Заявлен 03.07.2006 г. Опубликован 10.01.2008 г.

34. Отчет ОИ и РП ПВХ ОАО «Пласткард» по получению винилиденхлорида из абгазного винилхлорида. 07.10.2009 г.

35. Патент РФ. №2288909. Заявлен 05.07.2005 г. Опубликован 10.12.2006 г.

36. «Ind. End. Сhem». 31,1530, (1939 г.).

37. «Ind. End. Chem». 31,1431, (1939 г.).

38. Stewart T.D., Weidenbaum B.J., Am. Chem. Soc. 57.2036 (1935 г.).

39 Семёнов H.H. «О некоторых проблемах химической кинетики и реакционной кинетики» Изд. 2-е, - М.: А.Н.СССР, 1958.

40. Sherman AJ. Chem. Phys., 4,732, (1934 г.).

41. Лебедев Н.Н. «Химия и технология основного органического и нефтехимического синтеза». - М.: Химия, 1988 г.

42. Судаков Е.Н. «Расчёты основных процессов и аппаратов нефтепереработки». - М.: Химия, 1979 г.

43. Лащинский А.А., Толчинский А.Р. «Основы конструирования и расчетов химической аппаратуры». - Л.: Машиностроение, 1970.

44. Дытнерский Ю.И. «Основные процессы и аппараты химической технологии: Пособие по проектированию». - М.: Химия, 1983.

45. Альперт В.А. «Основы проектирования химических установок». - М.: Высшая школа, 1989.