Реконструкция производства бутадиена на базе цеха Д-4а ЗАО «ЭКООЙЛ»

Автор работы: Пользователь скрыл имя, 23 Апреля 2014 в 07:26, дипломная работа

Краткое описание

В проделанной работе проанализировано состояние производства бутадиена на базе цеха Д-4а ЗАО «ЭКООЙЛ» и выявлена необходимость реконструкции узла очистки бутадиен-сырца от ацетитленовых углеводородов, а именно колонны экстрактивной ректификации К-45, так как в колонне в процессе очистки происходит унос ацетонитрила и ацетилена с парами бутадиена, что по нормам технологического режима недопустимо.
Данное отклонение вызвано повышенными нагрузками по сырью, превышающим нормы расхода по проекту. Нарушение приводит к необходимости воз-врата бутадиена-сырца с нежелательными примесями на повторную очистку, что повышает энергозатраты и увеличивает затраты времени на получение готовой продукции.

Содержание

Введение
1. Аналитический обзор………………………………………………………........ 6
1.1. Современные промышленные способы получения бутадиена………….. 6
1.2. Обоснование технологии базового производства…………………………. 6
1.3. Структурная схема проектируемого процесса и ее описание……………. 8
2. Технологическая часть……………………………………………………......... 14
2.1. Характеристика готовой продукции……………………………………........... 14
2.2. Характеристика сырья, вспомогательных материалов,
полуфабрикатов………………………………………………………………….. 15
2.3. Нормы технологического режима…………………………………………….. 16
2.4. Технологическая схема проектируемого процесса и ее описание……… 23
2.5. Аналитический контроль производства………………………………........... 25
3. Расчетная часть………………………………………………………………….. 28
3.1. Расчёт материального баланса проектируемого процесса………............ 28
3.2. Технологический расчет аппарата………………………………………........ 34
3.3. Конструктивный расчет аппарата…………………………………………….. 38
4. Автоматизация и АСУ ТП……………………………………………………… 45
5. Охрана труда и техника безопасности………………………………………. 55
6. Охрана окружающей среды……………………………………………………. 66
7. Экономическая часть……………………………………………………………. 77
7.1. Входная информация и предварительные расчеты………………………. 77
7.2. Расчет численности и годового фонда заработной платы рабочих…….. 79
7.3. Расчет затрат на сырье, вспомогательные материалы и
энергоресурсы……………………………………………………………………. 81
7.4. Расчет цеховых расходов и калькуляции себестоимости………………… 82
7.5. Расчет технико-экономических показателей………………………………… 84
8. Заключение……………………………………………………………………….. 86
9. Список используемой литературы…………………………………………….. 87

Приложения:
1. Приложение 1
2. Приложение 2
3. Технологическая схема производства
4. Технологическая схема узла экстрактивной ректификации с
автоматизацией
5. Чертёж общего вида ректификационной колонны
6. Чертёж деталей и узлов основного аппарата
7. Сравнительная таблица технико-экономических показателей

Прикрепленные файлы: 1 файл

ДП-2011.doc

— 7.96 Мб (Скачать документ)

 

3.2. Технологический расчет аппарата

 

3.2.1. Расчёт материального баланса колонны К-4

 

Исходные данные:

  • количество растворителя S = 30759,3 кг/ч;
  • плотность растворителя ρS = 759 кг/м3;
  • количество сырья V = 10253,1 кг/ч;
  • плотность сырья ρV = 632 кг/м3.

Методика расчёта: материальный баланс аппарата.

 

Расчет

 

Количество растворителя (в м3/ч) вычисляется по формуле:

 

SV = S / ρS = 30759,3/759 = 40,53 м3/ч          (3.4)

 

Количество сырья (в м3/ч) вычисляется по формуле:

 

VC = V / ρV = 10253,1/632 = 16,22 м3/ч                                       (3.5)

 

Количество фазы экстракта (в м3/ч) рассчитывается по формуле [7]:

            (3.6)

 

где FV – суммарная загрузка сырья и растворителя в колонну, м3/ч

  β – отношение количеств конечных фаз, принимаем β = 2,7

Величина загрузки колонны равна:

 

FV = VC + SV = 16,22 + 40,53 = 56,75 м3/ч                         (3.7)

 

При известной величине загрузки экстрактора, количество фазы экстракта будет равно:

                            (3.8)

 

Количество фазы рафината (в м3/ч) находится как разность между количеством загрузки аппарата и количеством фазы экстракта:

 

RV = FV – EV = 56,75 – 41,36 = 15,39 м3/ч                      (3.9)

 

Количество рафинатного раствора (в кг/ч) вычисляется по формуле:

 

 R = RV × ρR                                                                          (3.10)

где ρR – плотность рафинатного раствора при Т = 323 К, кг/м3

  ρR = 663 кг/м3

 

Тогда количество рафинатного раствора:

 

R = 15,39 × 663 = 10206,2 кг/ч

 

Количество экстрактного раствора находится из материального баланса аппарата (см. табл. 3.9):

 

Е = (V + S) – R = (30759,3 + 10253,1) – 10206,2 = 30806,2 кг/ч                 (3.11)

 

Таблица 3.9

Материальный баланс аппарата

 

Поступает в  
экстрактор

Количество

Выводится из  
экстрактора

Количество

м3/ч

кг/ч

м3/ч

кг/ч

Исходный раствор V

16,22

10253,1

Рафинатный раствор R

15,39

10206,2

Растворитель S

40,53

30759,3

Экстрактный раствор E

41,36

30806,2

Сумма

56,75

41012,4

Сумма

56,75

41012,4


 

Проверка правильности материального баланса по ацетилену.

Для этого необходимо рассчитать в массовых долях состав исходного сырья, экстрактного и рафинатного растворов по формуле [7]:

                                                      (3.12)

 

где vi – содержание компонента в потоке, объемные доли (см. табл. 3.12);  
ρT277l – относительная плотность компонентов потока при температуре Т (см. табл. 3.11);

ρT277п – относительная плотность потока при температуре Т (см. табл. 3.10).

 

Таблица 3.10

Относительная плотность потока при Т

 

Потоки

Температура

потока, К

Относительная

плотность потока ρT277п

Исходный раствор

363

0,6267

Рафинатный раствор

298

0,6153

Экстрактный раствор

348

0,7823


 

 

 

 

Таблица 3.11

Относительная плотность компонентов потока при Т

 

Компоненты

Относительная плотность компонентов потока ρT277l

Исходный  
раствор

Рафинатный раствор

Экстрактный раствор

Т = 363 К

Т = 298 К

Т = 348 К

Бутадиен

0,6272

0,6151

0,8222

Ацетилен

0,2828

4,096

0,3958

Ацетонитрил

0,7238

Прочие у/в

0,630

0,6213

0,5666


 

Таблица 3.12

Состав рафинатного, экстрактного и исходного растворов  
в объемных долях

 

Компоненты

Состав растворов

Исх. раствор

Фаза рафината

Фаза экстракта

об. доли

об. доли

об. доли

Бутадиен

0,974822

0,978406

0,000014

Ацетилен

0,002881

0,000002

0,000791

Ацетонитрил

0,997620

Прочие у/в

0,022979

0,021689

0,001657

Сумма

1

1

1


 

Массовая доля ацетилена в исходном растворе:

 

 

Массовая доля ацетилена в рафинатном растворе:

 

Массовая доля ацетилена в экстрактном растворе:

 

 

Расчет состава потоков в массовых долях приведен в табл. 3.14.

 

Таблица 3.14

Состав рафинатного, экстрактного и исходного растворов  
в массовых долях

 

Компоненты

Состав растворов

Исх. раствор

Фаза рафината

Фаза экстракта

масс. доли

масс. доли

масс. доли

Бутадиен

0,9756

0,978088

0,000015

Ацетилен

0,0013

0,000012

0,0004

Ацетонитрил

0,998385

Прочие у/в

0,0231

0,0219

0,0012

Сумма

1

1

1


 

Количество ацетилена в исходном растворе:

 

VА = xА × V = 0,0013 × 10253,1 = 13,28 кг/ч                          (3.13)

 

Количество ацетилена в рафинатном растворе:

 

RА = xА × R = 0,000012 × 10206,2 = 0,08 кг/ч                        (3.14)

 

Количество ацетилена в экстрактном растворе:

 

EА = xА × E = 0,0004 × 30806,2 = 13,12 кг/ч                            (3.15)

 

Количество ацетилена покидающего колонну:

 

                                RK + EK = 0,08 + 13,12 = 13,2 кг/ч                                 (3.16)

 

Расхождение между величинами количеств ацетилена на выходе из аппарата и на входе в аппарат составляет 0,6 %.

 

3.2.2. Расчет числа теоретических и практических тарелок

 

Исходные данные:

  • количество фазы рафината RV = 15,39 м3/ч;
  • количество сырья  VC = 16,22 м3/ч.  

Методика расчёта: материальный баланс аппарата.

 

Число теоретических тарелок при противоточной экстракции одним растворителем можно рассчитать по формуле Альдерса [8]:

 

                                                         (3.17)

где φ – неэкстрагированная доля ацетилена;

ε – коэффициент экстракции;

n – число теоретических тарелок в аппарате.

 

                             (3.18)

 

Коэффициент экстракции ε, объемы фаз экстракта ЕV и рафината RV связаны следующим соотношением [8]:

                                                             (3.19)

где k – коэффициент распределения ацетилена, выраженный в 
объемных единицах.

 

Величина коэффициента распределения экстрагируемого компонента между фазами экстракта и рафината определяется экспериментально.

В данном случае k = 0,43 [11].

 

Тогда

 

Подставив числовые значения величин в формулу Альдерса, получим:

 

откуда n = 35,6.

Из всех видов колонных аппаратов наиболее перспективными для многотоннажной экстракции являются экстракционные с клапанными тарелками [9]. Коэффициент полезного действия клапанных тарелок в экстрактивных колонная колеблется в пределах от 0,2 до 0,45 [15]. Принимают к.п.д. тарелки ηТ = 0,42. Тогда число практических тарелок в колонне:

                                           (3.20)

В итоге количество практических тарелок в колонне составит 84 штуки.

 

3.3. Конструктивный расчет аппарата

 

3.3.1. Расчет диаметра колонны К-4

 

Исходные данные:

  • количество газа внизу GН = 10253,1 кг/ч;
  • количество газа вверху GВ = 10206,2 кг/ч.

Методика расчёта: расчет диаметра аппарата.

 

Наиболее нагружено по газу сечение экстракционной колонны под её нижней тарелкой. Диаметр колонны (в м) в этом сечении [7]:

 

                                                        (3.21)

 

где GН – количество газа, проходящее через рассчитываемое сечение, кг/ч;

GН = 10253,1 кг/ч;

uН – массовая скорость газа в сечении аппарата под нижней

тарелкой, кг/(м3ч)

 

Пропускная способность клапанных тарелок на 12 – 50% выше пропускной способности тарелок с круглыми колпачками. Принимают увеличение пропускной способности клапанных тарелок по отношению к колпачковым равным 20%. Тогда массовая скорость газа по уравнению Саудерса и Брауна определяется уравнением:

 

                                     (3.22)

 

где ρГ и ρЖ – плотности газов и жидкости в рабочих условиях низа  
аппарата, кг/м3.

ρГ = 0,291 кг/м3 и ρЖ = 723,3 кг/м3

с – постоянная, зависящая от расстояния между тарелками.

В данном случае при hТ = 600 мм, с = 760 [16].

 

Тогда

                (3.23)

 

Согласно нормальному ряду диаметров по ГОСТ 9617-61 принимают диаметр аппарата DН = 1,800 м = 1800 мм.

 

Диаметр ректификационной части, как и экстракционной, определяется по наиболее нагруженному газами сечению. Количество газа в нижнем сечении ректификационной части равно GН = 10206,2 кг/ч.

 

Таким образом, диаметр рассчитывается по нижнему сечению:

 

     (3.24)

 

Массовая скорость газа в ректификационной части по уравнению Саудерса и Брауна определяется уравнением:

 

    (3.25)

 

где ρГ и ρЖ – плотности газов и жидкости в рабочих условиях верха  
аппарата, кг/м3.

ρГ = 0,365 кг/м3 и ρЖ = 615 кг/м3

Тогад

 

Согласно нормальному ряду диаметров по ГОСТ 9617-61 принимают диаметр аппарата DН = 1,8 м = 1800 мм.

 

 

3.3.2. Расчет высоты колонны К-4

 

Исходные данные: расстояние между тарелками hТ = 0,6 м

Методика расчёта: расчет высоты аппарата.

 

Рабочая высота аппарата (см. рис. П1.1) [7]:

 

НР = НР.К. + НТ + h4 + 0,5                                                (3.26)

 

где НР – рабочая высота аппарата, м;

НР.К. – высота разделительной камеры, м;

НТ – высота, занятая тарелками, м;

h4 – высота слива рафината над верхней тарелкой, м.

 

Высоту разделительной камеры принимают в 5 раз больше расстояния между тарелками в аппарате. Расстояние между тарелками принимают равным  
hТ = 0,6 м.

 

Тогда

НР.К. = 5 × hТ = 5 × 0,6 = 3 м                                           (3.27)

 

Высота, занятая тарелками:

 

НТ = (NР – 1)hТ = (84 – 1)0,6 = 49,525 м                                  (3.28)

 

Высоту слива рафината над верхней тарелкой принимают равной:

 

h4 = 2 × hТ = 2 × 0,6 = 1,2 м                                           (3.29)

 

Тогда

НР = 3 + 49,525 + 1,2 + 0,5 = 54,225 м = 54225 мм

 

Высота слоя жидкости в разделительной камере:

 

h1 = 0,5 × НР.К. = 0,5 × 3 = 1,5 м                                     (3.30)

 

Высота слоя рафината равна:

 

h3 = НР.К. + НТ + h4 + 0,5 = 3 + 49,525 + 1,2 = 53,725 м                     (3.31)

 

Высота слоя сплошной фазы равна:

Информация о работе Реконструкция производства бутадиена на базе цеха Д-4а ЗАО «ЭКООЙЛ»