Получение стирола из этилбензола

ПОЛУЧЕНИЕ СТИРОЛА ИЗ ЭТИЛБЕНЗОЛА

Основными промышленными методами получения стирола являются каталитические процессы газофазного дегидрирования этилбензола и эпоксидирования пропилена гидропероксидом этилбензола, в последнем стирол получают совместно с пропи- леноксидом (так называемый «Халкон-процесс»).

По технико-экономическим показателям производство стирола каталитическим газофазным дегидрированием этилбензола наиболее выгодно, и этот процесс остается в настоящее время определяющим. Получение стирола по принятой для расчета наиболее современной энерготехнологической схеме в агрегате повышенной единичной мощности состоит из двух стадий: дегидрирования этилбензола с получением стирола-сырца; ректификации стирола-сырца с выделением стирола-ректификата, этилбензола, толуола, бензола.

Дегидрирование этилбензола осуществляют в адиабатическом двухступенчатом реакторе (со встроенным промежуточным теплообменником) на железохромкалиевом катализаторе по реакции

С5Н5—СН2—СН3 = С6Н5—СН = СН2+Н2,       —∆H°298=~-117,57 кДж/моль.

Процесс ведут под давлением до 0,5 МПа при температуре 580—610 °С, массовом отношении водяной пар : этилбензол, равном (1,7—2,1): 1, и объемной скорости по жидкому этилбензолу 0,5 ч-1. В этих условиях степень конверсии этилбензола составляет 55—60%, селективность по стиролу 88—90%. Описание технологической схемы см. [4, с. 481].

МАТЕРИАЛЬНЫЙ РАСЧЕТ

Исходные данные: годовая производительность установки по стиролу-ректификату

345000 т;

Рис. 12. Схема потоков стадии дегидрирования:

 

1 — этилбензол; 2 — возвратный этил- бензол; 3 — насыщенный водяной нар; 4, 6—парогазовая смесь; 5, 8, 9—перегретый водяной пар; 7 — контактный газ;

ИП1 — испаритель; ЛТ1 — перегреватель; АТ2 — межступенчатый теплообменник; РТ1 — реактор дегидрирования

 

  

Годовой фонд рабочего времени 7920 ч;

массовая доля стирола в стирол е-ректификате 99,85%; состав свежего этилбензола (Wi, %): этилбензол — 99,965; бензол — 0,035; состав возвратного (циркуляционного) этилбензола (^и %)' этилбензол — 93,94; стирол — 2,76; толуол — 3,30;

потери на стадии ректификации, %: стирола 1,25; этилбензола 0,08;

суммарная степень конверсии этилбензола 0,56; селективность но стиролу 0,89;

массовое отношение водяной пар: этилбензол (уточняется при расчете) 2,0;

степень конверсии этилбензола в стирол на первой ступени дегидрирования (уточняется при тепловом расчете) 0,31.

Последовательность расчета:

а) определяют расход этилбензола на процесс, состав свежего и возвратного (циркуляционного) этилбензола;

б) рассчитывают расход водяного пара в испаритель и в узел смешения;

в) определяют изменение состава парогазовой смеси на первой и второй ступенях катализа, состав газа после первой ступени и па выходе из реактора дегидрирования.

Схема потоков стадии дегидрирования приведена на рис. 12.

Часовая производительность установки:

по стиролу-ректификату: 345 000.1000/7920=43560 кг/ч; по 100%-му стиролу: 43 560 -0,9985=43 494 кг/ч.

С учетом потерь на стадии ректификации в реакторе дегидрирования необходимо получить стирола:

43 494 • 100,00/ (100,00— 1,25) = 44 495 кг/ч или 44 495/104 = 426,836 кмоль/ч.

 

С целью упрощения расчета принимают, что в процессе дегидрирования этилбензола протекают следующие реакции:

с6н5—с2н5=С_бН₅—СН = СН₂+Н₂,    1

СбН5-С2Н5+Н2 = С6Н5—СН3+СН4,   2

СбН5—С2Н5 = СбНв+СНа==СНл   3

2С6Н5—С2Н5 С6Н5—СН = СН—СбН5+2СН4. 4

По основной реакции 1 расходуется этилбензола:

427,836 кмоль/ч или 44 495 кг/ч.

По реакциям 1—4 расходуется этилбензола:

427,836/0,89 = 480,714 кмоль/ч или 49 994 кг/ч.

Необходимо подать этилбензола с учетом его степени конверсии:

   480,714/0,56=858,410 кмоль/ч или 89 274 кг/ч.

С учетом потерь на стадии ректификации в реактор дегидрирования подают этилбензола:

      858,410*100,00/(100,00—0,08) =859,097 кмоль/ч

      или 89 346 кг/ч.

Потери этилбензола на стадии ректификации:

         859,097—858,410 — 0,6872 кмоль/ч или 71 кг/ч.

 

Остается непревращенпого этилбензола в контактном газе:

         859,097—858,410=377,383 кмоль/ч или 39 247 кг/ч.

В реактор дегидрирования поступает:

свежего этилбензола:

            480,714 + 0,611=481, 325 кмоль/ч или 50,057 кг/ч;

возвратного (циркуляционного) этилбензола:

   377,383- 0,611 = 376,772 кмоль/ч или 39 184 кг/ч.

Рассчитывают состав свежего этилбензола (поток 1):

         С6Н5 — C2Н3    C6H6       ∑

w_i %    99,965    0,035          100,000

m_х, кг/ч   45 389       16          45 405

n кмоль/ч  481.325    0,205          481.530

х_i %        99,952    0.878          100,000

 

Рассчитывают состав возвратного (циркуляционного) этилбензола (поток 2):

   С6Н5 — С2Н3          С₆Н₃ —С₂Нз            С₂Н₅--СНз               ∑

wi %        93,94        2,76        3,30        100,00

mх кг/ч   39 184        1151        1376        41 711

М, г/моль  106         104         92           —

n кмоль/ч 376,76       11,067        14,95        402,77

хi %         93,42          2,80          3,78            100

 

Для снижения температуры кипения в жидкую этилбензоль- ную фракцию в испарителе добавляют водяной пар. Массовую долю водяного пара в образующейся парогазовой смеси находят по формуле

wH2O= [pH20* MH2O /(pH2O M H2O+РэбMэб)] 100,

Так как этилбензольная фракция состоит в основном из этилбензола, молярную массу фракции принимают равной молярной массе этилбензола.

Парциальное давление паров воды при температуре кипения 155°С составляет 0,5579 МПа (см. Приложения, табл. 13), парциальное давление этилбензольной фракции при общем давлении в испарителе 1,2000 МПа равно 1,2000—0,5579 = = 0,6421 МПа.  wH2O = [0,5579.18/(0,5579-18 + 0,6421 • 106) ] 100= 12,86%.

Общее количество подаваемого в реактор этилбензола:

                   45 405+41 711 = 87 116 кг/ч.

Расход водяного пара в испаритель (поток 3):

             87 116-12,86/(100,00—12,86) = 12 295 кг/ч.

Рассчитывают по суммарному содержанию компонентов в потоках 1, 2, 3 состав парогазовой смеси после испарителя (поток 4):                       

     C6H5-C2H5      C6H5-C2H3    С6Н5-СН3      С6H6         Н20        ∑

mx, кг/ч    84 642       1089        1309        20      12,856  99,916            12 856           99 916

wi %         84,72        1,09          1,31        0,02    12,86           100               100,00

nx,          79,850      10,057     13,597     0,256  714,22     1536,067

Xi %        51,95       0,68           0,93        0,01    46,43           100,00

 

 

 

 

 

 

 

В сырьевой поток па входе в реактор дегидрирования вводят водяной пар для снижения парциального давления этилбензола, повышения его степени конверсии и подавления побочных реакций. Расход водяного пара определяют из уравнения теплового баланса узла смешения:

               m_n(h/—h_n")=m_r(h_r"—h_r')_f

где ш_г и rrin — массовый расход газовой смеси и поступающего водяного пара, кг/ч; h/ и h„'—энтальпия газовой смеси и водяного пара до смешения, кДж/кг; А_Р" и h_n" — энтальпия газовой смеси и водяного пара после смешения, кДж/кг.

Принимают следующие значения температуры, °С: парогазовой смеси после перегревателя—550; водяного пара, посту-