Процесс алкилирования на примере получения этилбензола в присутствии катализатора хлорида алюминия

Содержание Введение

1. Аналитический обзор

2. Технологическая часть

2.1 Физико-химические основы процесса получения этилбензола в присутствии хлорида

2.2 Технологическая схема процесса

2.3 Расчет материального баланса процесса производства этилбензола алкилированием в присутствии хлорида алюминия

2.4 Расчет основного аппарата

2.5 Расчет теплового баланса алкилатора

3. Экологическая часть Заключение Список использованных источников

Введение

В промышленности для получения различных органических и неорганических веществ используются различные процессы: гидрирование, дегидрирование, гидратации, дегидратации, алкилирование, окисление, восстановление и т. д.

В данной курсовой работе будет описан процесс алкилирования на примере получения этилбензола в присутствии катализатора хлорида алюминия, будут описаны физико-химические основы процесса и технологическая схема данного процесса. Также в ходе курсовой работы по исходным данным будут рассчитаны основные величины, необходимые для составления материального и теплового балансов процесса и произведен

расчет основного аппарата — алкилатора.

1. Аналитический обзор Алкилированием называется процесс введения алкильных групп в молекулы органических веществ и некоторых неорганических веществ. Процесс алкилирования часто является промежуточной стадией в производстве мономеров, моющих веществ и т. д.

Вещества, которые участвуют в процессе алкилирования, называются алкилирующими агентами. Все алкилирующие агенты по типу связей, разрывающихся в них при алкилировании, делятся на следующие группы:

— ненасыщенные соединения (олефины и ацетилен);

— хлорпроизводные с неподвижным атомом хлора;

— спирты, простые и сложные эфиры (оксиды олефинов).

Олефины (этилен, бутилен, пропилен и т. д.) имеют первостепенное значение в качестве алкилирующих агентов. В виду дешевизны ими стараются пользоваться во всех случаях, где это возможно. Основное применение они нашли для С-алкилирования парафинов ароматических соединений. Алкилирование олефинами в большинстве случаев протекает по ионному механизму через промежуточное образование ионов аргония и катализируется протонными и апротонными кислотами.

Реакционная способность олефинов при реакции такого типа определяет их склонность к образованию ионов карбония:

RCH = СH2 + H+ -> R+СНСН3

Это означает, что удлинение и разветвление цепи атомов углерода значительно повышает реакционную способность олефина к алкилированию.

В ряде случаев алкилирование олефинами протекает под влиянием инициаторов радикально-цепных реакций, освещения или высокой температуры. Здесь промежуточными активными частицами являются свободные радикалы и реакционная способность разных олефинов при таких реакциях значительно снижается.

Хлорпроизводные являются алкилирующими агентами наиболее широкого диапазона действий. Применять их рационально для тех процессов, в которых их невозможно заменить олефинами или когда хлорпроизводные дешевле и доступнее олефинов. Алкилирующее действие хлорпроизводных проявляется в трех различных типах взаимодействия:

— электрофильного;

— нуклеофильного;

— свободно-радикального.

Механизм электрофильного замещения характерен в основном для алкилирования по атому углерода, но в отличие от олефинов реакции катализируются только апротонными кислотами. Процесс идет с промежуточным образованием ионов аргония, в связи с чем, реакционная способность хлористых алкилов зависит от поляризации связи С-Сl и повышается при удлинении цепи.

При нуклеофильном замещении атомов Сl, характерном для алкилирования S и N, механизм аналогичен гидролизу хлорпроизводных, причем реакция протекает в отсутствии катализаторов:

RCl +: NH3 -> RN+ H3 + Cl- -> RNH2 + HCl

Спиртами, оксидами и простыми эфирами алкилируют в присутствии кислых катализаторов. Процесс идет с разрывом таких связей, как С-О, С-N, С-S. Спирты применяют для алкилирования только в тех случаях, когда они дешевле и доступнее хлорпроизводных. Нерационально использовать спирты с катализатором хлоридом алюминия, так как при алкилировании спиртами катализатор разлагается, а протонные кислоты разбавляются образовавшейся водой. В этих случаях происходит дезактивирование катализатора, что обуславливает его большой расход.

Алкилирование олефинами применяется в промышленности в основном для получения компонентов моторного топлива с высокой антидистанционной способностью. Каталитическое алкилирование протекает при обычной температуре или даже при охлаждении до 0 °C и давлении, близком к атмосферному (кроме этилена).

Влияние строения ароматических соединений при реакциях алкилирования в общем такое же, как при других процессах электрофильного замещения ароматического ядра, но имеет свои особенности. Реакция алкилирования отличается низкой чувствительностью к электронно-донорным заместителям в ядре. Правила ориентации при алкилировании, в общем, подобны другим реакциям электрофильного замещения, но строение продуктов может существенно изменяться в зависимости от катализатора и условий реакции. Так электронно-донорные заместители и атомы галогенов направляются преимущественно в параи ортаположения. Однако, в более жестких условиях при катализаторе хлориде алюминия происходит изомеризация гомологов бензола с внутримолекулярной миграцией алкильных групп и образование равновесных смесей, в которых преобладают термодинамически более стабильные изомеры.

Алкилирование ароматических углеводородов это сложный многостадийный процесс, состоящий из ряда взаимосвязанных реакций: алкилирование, изомеризация, полимеризация и др. В качестве катализаторов могут использоваться как протонные, так и кислоты Льюиса. Протонные кислоты широко применяются при алкилировании бензола олефинами и спиртами, причем их активность падает в ряду:

При алкилировании ароматических соединений в присутствии любых катализаторов происходит последовательное замещение атомов водорода с образованием смеси продуктов разной степени алкилирования. При умеренной температуре каждая стадия практически не обратима.

С6Н6 + С2Н4 -> С6Н5С2Н5 + С2Н4 -> С6Н4(С2H5)2 + С2Н4 -> С6(С2H5)6

На хлориде алюминия и в жестких условиях происходит обратная реакция переалкилирования с межмолекулярной миграцией алкильных групп:

C6H4(C2H5)2 + C6H6 -> 2C6H5C2H5

Следовательно, в процессе на хлориде алюминия может установиться равновесие, что необходимо учитывать при выборе условий процесса оптимального мольного соотношения реагентов. На протонных катализаторах состав продуктов определяется кинетикой процесса, а на хлориде алюминия и в жестких условиях — равновесием.

2. Технологическая часть

2.1 Физико-химические основы процесса получения этилбензола в присутствии хлорида алюминия Исходные продукты (бензол и олефины) для процесса алкилирования необходимо очищать от разных примесей, в том числе и воды, так как при наличии влаги будет гидролизоваться А1С13 с образованием НСl. Как очистка, так и осушка требуют значительных энергетических затрат. В связи с этим чаще всего осуществляют гетероазеотропную осушку исходных продуктов только до 0,002 — 0,005%. Кроме того, необходимая активность А1Сl3 достигается только в присутствии НС1, который требуется для образования каталитического комплекса. Для образования комплекса, как правило, используют алкихлориды. Можно использовать и безводный НСl, однако его содержание в реакционной массе регулировать трудно.

Процесс алкилирования бензола олефинами, катализируемый комплексом на основе А1Сl3, является жидкофазным и протекает с выделением тепла. Для проведения процесса можно предложить три типа

реактора. Наиболее простым является трубчатый аппарат (рисунок 1), в нижней части которого размещается мощная мешалка, предназначенная для эмульгирования катализаторного раствора и реагентов. Такой тип аппарата часто используется при организации периодического процесса.

Реагент, а также катализаторный раствор подают в нижнюю часть реактора. Эмульсия поднимается вверх по трубам, охлаждаясь за счет воды, подаваемой в межтрубное пространство. Продукты синтеза, не прореагировавшие бензол и олефины, а также катализаторный раствор выводятся из верхней части реактора и поступают в сепаратор. В сепараторе происходит отделение каталитического раствора от остальных продуктов (алкилата). Катализаторный раствор возвращается в реактор, а алкилаты направляются на разделение.

Для обеспечения непрерывности процесса может быть применен каскад из 2−4 трубчатых ректоров. На рисунке 2 представлен каскад из двух реакторов. Катализаторный раствор подают в оба реактора, реагенты — в верхнюю часть первого реактора. Оба реактора представляют пустотелые аппараты с мешалками. Тепло отводится с помощью воды, подаваемой в «рубашки». Реакционная масса из верхней части первого реактора поступает в сепаратор, из которого нижний (катализаторный) слой возвращается в реактор, а верхний — поступает в следующий реактор. Из верхней части второго реактора реакционная масса также поступает в сепаратор. Нижний (катализаторный) слой из сепаратора поступает в реактор, а верхний слой

(алкилаты) направляется на разделение. Конверсия реагентов определяется числом реакторов. Процесс проводится при 40 — 60 °C.

Непрерывное алкилирование газообразными олефинами можно проводить в барботажных колоннах (рисунок 3). Как правило, внутреннюю поверхность колонн защищают кислотоупорными плитками. Верхняя часть колонн заполнена кольцами Рашига, которые играют роль каплеотбойника, остальная часть — катализаторным раствором. Реагенты подают в нижнюю часть колонны. Газообразный олефин, барботируя через колонну, интенсивно перемешивает реакционную массу. Конверсия реагентов зависит от высоты катализаторного слоя. Частично тепло отводится через «рубашку», разделенную на секции, а основная часть тепла — за счет нагрева реагентов и испарения избыточного количества бензола. Пары бензола вместе с другими газами, содержащимися в олефине, поступают в конденсатор, в котором конденсируется главным образом бензол. Конденсат возвращают в реактор, а несконденсированные вещества выводят из системы для утилизации. В этом случае можно установить автотермический режим, варьируя давление и количество отходящих газов. Катализаторный раствор вместе с продуктами алкилирования и не прореагировавшим бензолом выводят из верхней части колонны и направляют в сепаратор. Нижний слой возвращают в колонну, а верхний слой направляют на разделение.

Технология жидкофазного алкнлирования имеет следующие подсистемы:

гетероазеотропная осушка бензола;

реакторный узел;

очистка газов от НС1;

очистка продуктов алкилирования от НС1;

разделение продуктов алкилирования.

Рециклы по бензолу и полиалкилбензолам объединяют эти подсистемы и систему. В систему входят потоки: А1Сl3, этилхлорид. бензол, этан-этиленовая фракция, водный раствор щелочи. Выходят из системы следующие потоки: алкилбензолы, абгазы, водный раствор щелочи, водный раствор хлороводородной кислоты, катализаторный раствор. Следовательно, наряду с продуктами выводятся потоки, которые требуют утилизации, нейтрализации и очистки. От этих процессов в значительной степени зависит как экономическая, так и экологическая эффективность предлагаемой технологии.

Рисунок 1 — трубчатый реактор;

рисунок 2 — каскад реакторов; рисунок 3 — реактор колонного типа.

2.2 Технологическая схема процесса Технологическая схема рассматриваемой технологии представлена на рисунке 4.

1, 15, 16, 17 — ректификационные колонны; 2 — флорентийский сосуд; 3 — отгонная колонна; 4 — аппарат для приготовления катализаторного комплекса; 5 — реактор алкилирования; 6 — конденсатор; 7 — отстойник; 8 — скруббер поглощения бензола; 9 — скруббер водной промывки отходящих газов; 10, 12 — насосы; 11 — скруббер щелочной промывки; 13 — скруббер водной промывки алкилата; 14 — подогреватель; 18 — вакуум-приемник; 19 — холодильник полиалкилбензола.

На колонном агрегате, состоящем из ректификационной колонны 1, отгонной колонны 3 и флорентийского сосуда 2 происходит гетероазеотропная осушка исходного бензола. Из куба колонны 1 выводится обезвоженный бензол, часть которого поступает в аппарат 4 приготовления катализаторного раствора, остальная часть — в реактор 5. В колонну 1 поступает как свежий, так и возвратный бензол. Верхние паровые потоки колонн 1 и 3 представляют собой гетероазеотропные смеси бензола и воды.

После конденсации и расслаивания во флорентийском сосуде 2 верхний слой (обводненный бензол) поступает в ректификационную колонну 1, а нижний слой (вода), содержащий бензол, направляется в отгонную колонну 3. Каталитический комплекс готовится в аппарате 4 с мешалкой и «рубашкой», куда подается бензол, а также хлорид алюминия, этилхлорид и полиалкилбензолы. Максимальной активностью обладают комплексы, получаемые на шихте, в которой мольное соотношение бензол: алкилбензолы составляет (3−5): 1. Мольное соотношение хлорид алюминия ароматические углеводороды составляет 1: (2,5 — 3). Катализаторным раствором заполняется реактор, а затем в ходе процесса для подпитки подают катализаторный раствор, так как он частично выводится из реактора при регенерации. Реактором служит колонный аппарат, отвод теплоты в котором осуществляется за счет подачи охлажденного сырья и испаряющегося бензола. Катализаторный раствор, осушенный бензол и этан — этиленовую фракцию подают в нижнюю часть реактора 5. После барботажа из реактора выводят не прореагировавшую парогазовую смесь и направляют ее в конденсатор 6, где прежде всего конденсируется бензол, испарившийся в реакторе. Конденсат возвращается в реактор, а несконденсированные газы, содержащие значительное количество бензола, особенно при использовании разбавления олефина, и НСl поступают в нижнюю часть скруббера поглощения бензола 8, орошаемого полиалкилбензолами для улавливания бензола. Раствор полиалкилбензола направляется в реактор, а не сконденсированные газы поступают в скруббер 9, орошаемый водой для улавливания НСl. Водный раствор НС1 направляется на нейтрализацию, а газы — на утилизацию теплоты. Катализаторный раствор вместе с продуктами поступают в отстойник 7, нижний слой которого возвращается в реактор, а верхний слой с помощью насоса 10 направляется в нижнюю часть скруббера 11. Скрубберы 11 и 13 предназначены для отмывки НС1 и А1Сl3, растворенных в алкилате. Скруббер 11 орошается раствором щелочи, который перекачивается насосом 12. Для потпитки в ре-циркуляционный поток щелочи подают свежую щелочь в том количестве, которое расходуется на нейтрализацию НС1. Далее алкилат поступает в нижнюю часть скруббера 13, орошаемого водой, которая вымывает щелочь из алкилата. Водный раствор щелочи направляется на нейтрализацию, а алкилат через подогреватель 14 на ректификационную колонну 15. В колонне 15 выделяется в виде дистиллята бензол вместе с растворенной водой. Выделившийся бензол направляется в ректификационную колонну 1 для обезвоживания, а кубовый остаток — на дальнейшее разделение. Кубовый продукт из колонны 15 направляется в ректификационную колонну 16 для выделения в качестве дистиллята продуктов этилбензола. Кубовый продукт колонны 16 направляется в ректификационную колонну 17 для разделения полиалкилбензолов на две фракции. Колонна 17 работает под вакуумом 5,3 кПа. Верхний продукт направляется в аппарат 4 и реактор 5, а нижний продукт (смолы) выводится из системы. Основным недостатком этой технологии является отсутствие регенерации теплоты реакции, которая отводится с водой в конденсаторе 6.

2.3 Расчет материального баланса процесса производства этилбензола алкилированием в присутствии хлорида алюминия Производительность стадии алкилирования по 100% этилбензолу составляет:

или

где 10 000 — производительность в расчете на 100%-й этилбензол, т/год;

8000 — число рабочих часов; 4 — потери этилбензола на стадиях выделения, %; 106 — молярная масса этилбензола, кг/кмоль.

Расход этилена с учетом селективности процесса составляет:

или

где 0,8 — селективность по этилбензолу в расчете на этилен;

28 — молярная масса этилена, кг/кмоль.

Определяем расход этиленовой фракции, учитывая объемную долю этилена:

или

где 0,55- процентное содержание этилена в этиленовой фракции.

Рассчитываем состав этиленовой фракции:

Метан: или

Ацетилен: или

Этилен: или

Этан: или

Пропилен: или

Водород: или

Азот: или

Кислород: или Оксид углерода: кмоль/ч или кг/ч Таблица 1

Состав этиленовой фракции

Молярное отношение бензол-этилен на входе в реактор равно 3:1, следовательно, расходуется бензола:

или

Массовая доля воды в бензоле после азеотропной осушки составляет 0,002%, следовательно, с бензолом поступает воды:

или Расход хлорида алюминия составит:

или

где 10 — расход хлорида алюминия на 1 т образующегося этилбензола, кг;

133,5 — молярная масса хлорида алюминия.

Рассчитываем массовое количество диэтилбензола, возвращаемое со стадии ректификации:

кг/ч кмоль/ч где 200 — масса диэтилбензола, возвращаемого со стадии ректификации на 1 т получаемого этилбензола, кг;

134 — молярная масса диэтилбензола.

Для определения состава отходящих газов рассчитывают содержание в них хлорида водорода, этилена, бензола, оксида углерода. Метан, этан, водород, азот и кислород, входящие в состав этиленовой фракции, переходят в отходящие газы полностью. Влага в составе бензола взаимодействует с хлоридом алюминия по реакции:

AlCl3+3H2O -> Al (OH)3+3HCl,

при этом реагирует хлорид алюминия кмоль/ч или 3кг/ч Образуется;

— гидроксида алюминия 0,013 кмоль/ч или 2кг/ч

— хлорида водорода 0,04 кмоль/ч или 2кг/ч.

В отходящие газы переходит:

— 1% подаваемого этилена кмоль/ ч или 42,92 кг /ч

— 90% подаваемого оксида углерода кмоль/ч

или кг/ч

— 0,3 кг бензола на 1 т этилбензола кг/ч или 0,05кмоль/ч Для определения состава алкилата рассчитывают изменение состава исходной смеси в процессе алкилирования.

Таблица 2

Состав отходящих газов

В связи с малыми значениями бензола (0,044%) и хлорида водорода (0,036%) в дальнейших расчетах их не учитывают.

По реакции (1) переалкилирования:

C6H5-(C2H5)2 + C6H6 -> 2C6H5-C2H5 (1)

расходуется бензола 19.4 кмоль/ч или ;

образуется этилбензола

или Следовательно, алкилированием бензола получают этилбензол:

или

По основной реакции (2):

C6H6+C2H4 -> C6H5-C2H5 (2)

расходуется бензола 83,84 кмоль/ч или кг/ч;

расходуется этилена 83,84 кмоль/ч или кг/ч.

По реакции (3):

C6H6+2C2H4 ->C6H4-(C2H)2 (3)

расходуется 38,2% от поступившего этилена, что составляет:

кмоль/ч или кг/ч бензола кмоль/ч или кг/ч;

образуется диэтилбензола 29,28 кмоль/ч или кмоль/ч .

По реакции (4):

С6H6+3С2H4-> С6H3-(C2H5)3 (4)

расходуется 11% от поступившего этилена, что составляет:

кмоль/ч или кг/ч

этилбензол хлорид алкилирование алюминий бензола кмоль/ч или кг/ч;

образуется триэтилбензола 5,62 кмоль/ч или кг/ч.

По реакции (5):

С6H6 +4 С2H4 -> С6H2-(С2H5)4 (5)

расходуется этилена с учетом его расхода по реакциям (2) — (4) и содержания в отходящих газах:

кмоль/ч или кг/ч бензола кмоль/ч или кг/ч;

образуется тетраэтилбензола 0,78 кмоль/ч или кг/ч.

По реакции (6):

С6H6+С3H6->C6H5-С3H7 (6)

расходуется пропилена 16,78 кмоль/ч или кг/ч;

бензола 16,78 кмоль/ч или кг/ч;

образуется изопропилбензола 16,78 кмоль/ч или кг/ч.

По реакции (7):

С6H6+С2H2->(С6H5)2-С2H4 (7)

расходуется ацетилена 3,34 кмоль/ч или кг/ч;

бензола кмоль/ч или кг/ч;

образуется дифенилэтана 3.34 кмоль/ч или кг/ч.

По реакции (8):

2C6H6 + CO -> (C6H5)2 — CHOH (8)

расходуется оксида углерода 1,76−1,58=0,18 кмоль/ч

или кг/ч;

бензола кмоль/ч или кг/ч;

образуется дифенилкабинола кмоль/ч или кг/ч.

Общий расход бензола по реакциям (1) — (8) составляет:

кмоль/ч или кг/ч.

В составе отходящих газов содержится бензола 0,05 кмоль/ч или 3,9кг/ч.

Остается в составе алкилата бензола кмоль/ч или кг/ч, хлорида алюминия кмоль/ч или кг/ч Таблица 3 Состав алкилата

В связи с малыми значениями дифенилкабинола (0,03%) и гидроксида алюминия (0,004%) в дальнейших расчетах их не учитываем.

Состав алкилатора соответствует оптимальному технологическому режиму.

Рассчитываем основные расходные коэффициенты (кг/кг):

— по бензолу

— по этилбензолу

— по этиленовой фракции

где 12 693,72 — расход бензола по реакциям (1) — (8), кг/ч; 3,9 — потери бензола с отходящими газами, кг/ч; 13 000 — производительность стадии алкилирования по 100% этилбензолу, кг/ч;

4292,4 и — расход этилена и этиленовой фракции соответственно, кг/ч.

2.4 Расчет основного аппарата В качестве основного аппарата — алкилатора — принят вертикальный цилиндрический полый аппарат со сферическими днищами, выполненный из углеродистой стали. Внутренняя поверхность аппарата футерована

кислотоупорной плиткой. Сферические днища крепятся к обечайке при помощи плоских приварных фланцев с уплотнительной поверхностью типа «выступ — впадина». Реактор заполнен смесью бензола с продуктами реакции и жидким алюминиевым комплексом (ЖАК). Исходное сырье (свежий и возвратный бензол, этиленовая фракция, возвратный диэтилбензол и ЖАК) попадают в нижнюю часть алкилатора через распределительный коллектор. Жидкие продукты (алкилат) отводят через один из боковых штуцеров. Парогазовая смесь выводится через штуцер в верхнем днище аппарата.

Избыточное тепло отводится за счет испарения части бензола при температуре 90 °C, то есть процесс ведут при кипении реакционной массы.

Техническая характеристика алкилатора:

Диаметр стальной обечайки внутренний — 2400 мм;

Толщина стенки обечайки — 14 мм;

Толщина футеровки — 80 мм;

Высота цилиндрической части — 11 800 мм;

Высота общая — 15 000 мм;

Вместимость аппарата:

полная — 50 м³;

полезная-38±2м3;

Производительность по этилбензолу в расчете на 1 м3алкилатора — 180−200 кг/ч Число аппаратов для обеспечения заданной производительности (при минимальной вместимости алкилатора):

n= шт.

Таким образом, необходимо установить два аппарата, соединенные параллельно.

2.5 Расчет теплового баланса алкилатора Исходные данные:

— материальные потоки, кмоль/с:

этиленовая фракция 278,72/(2*3600)=0,0387;

технический бензол 459,9/(2*3600) =0,0639;

диэтилбензол 19.4/(2*3600) =0,0027;

отходящие газы 258.82/(2*3600) = 0,0359;

жидкий алкилат 489.36/(2*3600) = 0,0679;

— температура, °С:

на входе в алкилатор — 20;

на выходе из алкилатора — 90,

Цель теплового расчета определение количества испарившегося бензола в алкилаторе.

Уравнение теплового баланса аппарата в общем виде:

Ф1 + Ф2 + Ф3 + Ф4 = Ф5 + Ф6 + Ф7 + Ф8 + Фпот, где Ф1, Ф2,Ф3,Ф5,Ф6,Ф7 тепловые потоки этиленовой фракции, жидкого бензола, диэтилбензола, отходящих газов, алкилата и паров бензола соответственно, кВт;

Ф4 — теплота экзотермических реакций, кВт;

Ф8 — расход теплоты на испарение бензола, кВт.

Для определения значений Ф1 и Ф5 рассчитывают средние молярные теплоемкости этиленовой фракции при температуре 20+273=293 К

и отходящих газов при 90+273=363 К.

Таблица 4

Средние молярные теплоемкости

Тепловой поток этиленовой фракции:

Ф1 = кВт Тепловой поток отходящих газов:

Ф5= кВт Тепловой поток технического бензола:

Ф2 = (0,0639+n6)134,21 820 =171,53+2684,36n6 кBт где n6 — количество циркулирующего бензола в системе холодильник — конденсатор — алкилатор, кмоль/с.

Определяем тепловой поток диэтилбензола, значение молярной теплоемкости диэтилбензола находим по справочнику:

Ф3 = кBт Рассчитываем теплоты реакций (1) — (7), кДж/моль, приведенные в табл. 5.

Таблица5

Рассчитываем теплоту экзотермических реакций.

Ф4=кBт Общий приход теплоты составляет:

Фприх=33,843+171,53+2684,36n6+19,929+=3968,706+2684,36n6 кBт Для определения теплового потока алкилата рассчитываем его среднюю молярную теплоемкость при температуре 363 К:

Сm=152,070,64+186,560,247+396,060,061+464,460,012+ 559,860,002+321,360,034+415,940,002+94,480,001=184,465 Дж/(мольЧК) Тепловой поток жидкого алкилата:

Ф 6=0,679 184,46590 =1127,266 кВт Тепловой поток паров бензола:

Ф 7=101,7790 n6 = 9159,3n6 кВт Расход теплоты на испарение бензола:

Ф8=78 391,3n6 = 30 521,4n6 кВт Принимаем, что потери в окружающую среду составляют 3% от общего прихода теплоты:

Ф пот = 0,03(3968,706+2684,36n6) = 119,061 + 80,53n6 кВт Общий расход теплоты:

Фрасх=150,236+ 1127,266 + 9159,30n6 +30 521,4n6 + 119,061 + 80,53n6 =1396,563+39 761,23n6 кВт Массовое количество циркулирующего бензола находится из условия равенства прихода и расхода теплоты:

3968,706+2684,36n6=1396,563+39 761,23n6

37 076,87Чn6=2572,143

n6 = 0,6 937 кмоль/с Масса бензола, испаряющегося на стадии алкилирования:

0,693 723 600=499,464 кмоль/ч или 38 958 кг/ч,

что составляет 38 958/13000=2,99 т на 1 т получаемого этилбензола и соответствует оптимальному технологическому режиму.

Всего в алкилатор подают бензол (с учетом циркулирующего бензола):

459,9+499,464=959,364 кмоль/ч или 74 830,392 кг/ч Общее массовое количество отходящих газов (с учетом испаряющегося бензола):

112.453+499,464=611,917 кмоль/ч или 38 551 кг/ч Составляем материальный баланс стадии алкилирования (табл 6)

Невязка баланса:

По рассчитанному массовому количеству испаряющегося бензола уточняют тепловые потоки:

Ф2 = (0,0639+0,6 937)134,21 820=357,745 кВт Ф7 =0,6 937 101,7790=635,381 кВт Ф8 =0,693 778Ч391,3 =2117,270 кВт

Тепловой поток отходящих газов:

150,236+635,381=785,617 кВт Составляем тепловой баланс алкилатора (табл.7). Значение Фпот определяем по разности прихода и расхода теплоты.

Таблица 7

Тепловой баланс алкилатора

3. Экологическая часть С точки зрения экологии рассматриваемого производства следует организовать взаимную нейтрализацию кислых и щелочных вод, но для этого

необходимо, чтобы соблюдалось соотношение кислоты и щелочи. Раствор А1Сl3 может быть использован как коагулянт для очистки сточных вод, а смолы, получаемые в процессе, можно использовать как топливо и в строительстве.

В ходе производства происходит образование отходящих газов в состав которых входят метан, водород, азот, кислород оксид углерода, хлорид водорода, этилен, этан и бензол. Одним из наиболее токсичных веществ, загрязняющих атмосферу, является оксид углерода СО, который активно взаимодействует с гемоглобином крови и уже при очень низких концентрациях снижает ее способность переносить кислород. Содержание СО в воздухе около 0,01% (по объему) вызывает головную боль, снижение умственной деятельности и расстройство ряда физиологических функций организма.

Оксид углерода (II) — химически довольно инертный газ: в тропосфере он очень медленно окисляется кислородом и озоном воздуха. Может продуцировать в почвах, причем и небиологическим путем. Его ПДКр. з — 20 мг/мЗ, ПДКм.р. — 3 мг/мЗ.

Одним из наиболее распространенных методов улавливания оксида углерода является поглощение водой способ, не требующий сложной, дорогостоящей аппаратуры, расхода теплоты и основан на использовании дешевого растворителя. Однако он не достаточно эффективен. Для очистки газовых выбросов от СО используют реакцию его доокисления до СО2

СО + Н2О = СО2+ Н2 — 3,75 кДж/моль проводимую с использованием оксидных железных катализаторов.

К числу глобальных загрязнений биосферы следует отнести ее загрязнение углеводородами. Почти не представляя опасности как самостоятельные загрязняющие вещества воздушной среды, углеводороды обусловливают мощность и плотность фотохимического смога. При этом в результате фотохимических реакций углеводороды образуют весьма токсичные продукты: альдегиды, кетоны. Метан и другие низшие алканы, такие, как этан, пропан, накапливаясь в атмосфере, влекут за собой постепенное повышение среднегодовой температуры, что является следствием «парникового» эффекта. Метан устойчив в восстановительной среде, но при доступе кислорода и повышении окислительных потенциалов он уже в почве может окисляться метанотрофами с образованием углекислого газа и воды.

Таким образом, необходимо проводить доочистку отходящих газов во избежание попадания вредных токсичных веществ в атмосферный воздух.

Заключение

В данной курсовой работе был рассмотрен процесс получения этилбензола в присутствии хлорида алюминия, описана и изучена технологическая схема данного процесса, были выявлены недостатки и достоинства данного процесса, составлены материальный и тепловой балансы. Также были описаны вредные вещества, которые выделяются в ходе данного процесса и способы их очистки или дальнейшего использования.

Список использованных источников

1. Филимонова О. Н. Технологические расчеты производственных процессов [текст]: учеб. Пособие / О. Н. Филимонова, М. В. Енютина. — Воронеж: Воронеж, гос. технол. акад., 2005. — 120 с.

2. Родионов А. И. Техника защиты окружающей среды [текст]: учебник для вузов /А.И. Родионов, В. Н. Клушин, Н. С. Торочешников. — 2-е изд., перераб. и доп. — М.: Химия, 1989. — 512 с.

3. Орлов Д. С. Экология и охрана биосферы при химическом загрязнении [текст] / Д. С. Орлов, Л. К. Садовников, И. Н. Лозановская — М.: Высшая школа, 2002. — 325 с.

4. Тимофеев В. С. Принципы технологии основного органического и нефтехимического синтеза [Текст]: учебное пособие для вузов / В. С. Тимофеев, А. А. Серафимов. — М.: Химия, 1992. 432с.

5. Лазарев И. В. Вредные вещества в промышленности [Текст]: справочник для химиков, инженеров и врачей / И. В. Лазарев; под ред. проф. И. В. Лазарева и докт. биол. наук И. Д. Гадаскиной. — 7-е изд., том 3. Л.: Химия, 1979. — 810 с.

6. Расчеты химико-технологических процессов / Под общей редакцией проф. И. П. Мухленова. — Л.: Химия, 1976. — 304 с.

7. Гутник С. П. Расчеты по технологии органического синтеза./С.П. Гутник, В.Е., В. Е. Сосонко, В.Д. Гутман/ - М.: Химия, 1988 — 272 с.

8. Мухленов И. П. Расчеты химико-технологических процессов/ И.П. Мухленов/ - Л.: Химия, 1976. — 304 с.

9. Протасов В. Ф. Экология, здоровье и охрана окружающей среды в России /В.Ф. Протасов/ - М. Финансы и статистика 1999 — 672 с.

10. Курляндский Б. А. Общая токсикология. /Б.А. Курляндский, В.А. Филатова/ - М.: Медицина, 2002;422 с.