Автор работы: Пользователь скрыл имя, 23 Апреля 2014 в 07:26, дипломная работа
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.
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
3.2. Технологический расчет аппарата
3.2.1. Расчёт материального баланса колонны К-4
Исходные данные:
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
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
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 |
Количество |
Выводится
из |
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]:
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 |
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:
Методика расчёта: материальный баланс аппарата.
Число теоретических тарелок при противоточной экстракции одним растворителем можно рассчитать по формуле Альдерса [8]:
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]:
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:
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:
Методика расчёта: расчет диаметра аппарата.
Наиболее нагружено по газу сечение экстракционной колонны под её нижней тарелкой. Диаметр колонны (в м) в этом сечении [7]:
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
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
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
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
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»