Гидравлика и массообмен в барботажном реакторе хлорирования этилена тема диссертации и автореферата по ВАК РФ 05.17.08, кандидат технических наук Мубараков, Рифгат Гусманович

• Мубараков, Рифгат Гусманович
• кандидат технических наук
• 1998

Оглавление диссертации кандидат технических наук Мубараков, Рифгат Гусманович

СОДЕРЖАНИЕ

Основные условные обозначения

Введение. 7 1. Особенности современного промышленного процесса жидкофаз-

ного хлорирования этилена

1.1. Методы жидкофазного хлорирования этилена

1.1.1. Низкотемпературное хлорирование этилена

1.1.2. Высокотемпературное хлорирование этилена

1.2. Реакторы высокотемпературного жидкофазного хлорирования этилена

1.2.1. Реактор барботажный колонный

1.2.2. Реактор барботажный газлифтный с внутренней циркуляционной трубой

1.2.3. Реактор барботажный петлевидный со ^^оЕнным сепаратором

1.2.4. Реактор барботажный газлифтный с внешней циркуляционной трубой

1.2.5. Реактор с совмещением хлорирования и ректификации

1.3. Гидродинамические, химические и массообменные процессы в реакторах хлорирования этилена

1.3.1. Гидродинамика в газлифтных барботажных реакторах

1.3.1.1. Скорость жидкой фазы газожидкостного потока

1.3.1.2. Газосодержание в барботажных реакторах

1.3.2. Химические процессы

1.3.2.1 Аддитивное хлорирование этилена

1.3.2.2 Побочные реакции

1.3.3. Процессы массопередачи. 43 1.3.3.1. Модели массопередачи

1.3.3.2. Некоторые закономерности абсорбции хлора и этилена ДХЭ

1.3.3.3. Хемосорбция этилена раствором хлора в ДХЭ. 49 1.4. Постановка задач исследований. 52 2. Экспериментальные исследования гидродинамических и массо-

обменных процессов

2.1. Экспериментальные установки

2.1.1. Барботажный газлифтный реактор

2.1.2. Экспериментальная установка абсорбции хлора ДХЭ

2.1.3. Экспериментальная установка хемосорбции этилена раствором хлора в ДХЭ

2.2. Методики исследований

2.2.1. Методика исследования газосодержания и циркуляции в ГБР

2.2.2. Методика толщинометрии стенок циркуляционной трубы

2.2.3. Методика определения коэффициентов массоотдачи при абсорбции хлора ДХЭ

2.2.4. Методика определения коэффициентов массоотдачи при хемосорбции этилена раствором хлора в ДХЭ

2.3. Обработка результатов исследований

2.3.1. Обработка результатов исследования газосодержания в ГБР

2.3.2. Обработка результатов экспериментов по определению расхода циркулирующего раствора. 70 2.3.2.1.Определение расхода циркулирующего раствора с использованием трубки Пито-Прандтля. 70 2.3.2.2.Расчет расхода циркулирующего раствора по основному уравнению циркуляционного контура

2.3.3. Результаты толщинометрии стенок циркуляционной трубы ГБР 7

2.3.4. Обработка результатов экспериментов по определению коэффициентов массоотдачи при абсорбции хлора ДХЭ

2.3.5. Обработка результатов экспериментов по определению коэффициентов массоотдачи при хемосорбции этилена раствором хлора в

ДХЭ

3. Обсуждение результатов экспериментов

4. Разработка ГБР высокотемпературного хлорирования этилена с «вынесенной» зоной кипения

4.1. Инженерная методика расчета ГБР высокотемпературного жидкофазного хлорирования этилена

4.2. Предложения по реконструкции ГБР

4.3. Результаты промышленных испытаний реконструированного реактора

4.4.Разработка реактора с «вынесенной» зоной кипения с нагрузкой по хлору до 6000нм3/ч

Основные результаты и выводы

Литература

Приложение 1

Приложение 2

Приложение 3

ОСНОВНЫЕ УСЛОВНЫЕ ОБОЗНАЧЕНИЯ

а - удельная поверхность контакта фаз, м"1;

Ср - теплоемкость ДХЭ, кДж/(кгхград);

О - диаметр реактора, м;

йт - диаметр циркуляционной трубы, м;

<4/ - диаметр эквивалентный межтрубного пространства, м;

^ - площадь поверхности раздела, м2;

/в - площадь поперечного сечения барботажной зоны, м2;

/с - площадь поперечного сечения циркуляционной трубы, м2;

Сэ - объемный расход этилена, м3/ч;

Сх - объемный расход хлора, м3/ч;

g - ускорение свободного падения, м/с2;

Ис - высота сепаратора, м;

Ист - высота жидкостного стабилизационного участка, м;

Нк - высота зоны кипения, м;

Нт - высота циркуляционной трубы, м;

АН - теплота абсорбции, кДж/моль;

АНр - тепловой эффект реакции, кДж/моль;

К.1 - коэффициент, учитывающий потери давления в циркуляционном контуре;

К2 - коэффициент осреднения газосодержания по длине зоны абсорбции;

Кз - коэффициент пропорциональности при расчете стабилизационного участка;

Го - теплота парообразования ДХЭ, кДж/кг;

Ь - расход жидкости, м3/ч;

1а - протяженность зоны абсорбции, м;

1р - протяженность зоны реакции, м;

Р - давление, Па;

Рнк - давление в нижней части зоны кипения, МПа;

Рв - давление в верхней зоне реактора, МПа;

Рн - давление в нижней зоне реактора, МПа;

АР - суммарные потери давления в циркуляционном контуре, Па;

АРтр - потери давления на трение, Па;

ЛРмс - потери давления на местные сопротивления, Па;

АР\ - потери давления при движении жидкости в циркуляционной трубе, Па;

АР2 - потери давления при движении газожидкостного потока в кольцевом пространстве, Па

Т - температура, К;

Тк - температура кипения при давлении Рв, К;

Пь - истинная скорость жидкости, м/с;

\¥м - приведенная скорость жидкости в межтрубном пространстве, м/с;

\¥т - приведенная скорость жидкости в циркуляционной трубе, м/с;

Жо - относительная скорость газа, м/с;

Дз - коэффициент массоотдачи в газовой фазе, м/с;

Д - коэффициент массоотдачи в жидкой фазе при абсорбции, м/с;

Я - коэффициент сопротивления трения;

Ят - коэффициент трения жидкости в циркуляционной трубе;

Ям - коэффициент трения жидкости в межтрубном пространстве;

- коэффициент динамической вязкости жидкости, н*с/м2;

- коэффициент местного сопротивления перфорированной тарелки; р - плотность ДХЭ, кг/м3;

рт - плотность хлора, кг/м3;

р' - плотность этилена, кг/м3;

сг - поверхностное натяжение, Н/м2;

а' - среднеквадратическое отклонение;

т - время, с;

(рСР - среднее газосодержание восходящего потока, об. доли;

(рР - среднее газосодержание в зоне реакции, об. доли.

Введение диссертации (часть автореферата) на тему «Гидравлика и массообмен в барботажном реакторе хлорирования этилена»

Введение.

1,2-дихлорэтан (ДХЭ) является одним из наиболее важных промежуточных продуктов хлорорганического синтеза. Основное количество ДХЭ расходуется на получение поливинилхлорида - компонента многих видов пластмасс, широко используемых в различных отраслях промышленности.

В химической промышленности наиболее распространены следующие способы получения ДХЭ:

- окислительное хлорирование этилена

СН2=СН2 + 2НС1 + 7202 -> СН2С1 - СН2С1 + Н20+239,19кДж/моль ;

- прямое хлорирование этилена

СН2=СН2 + С12 СН2С1 - СН2С1 + 188кДж/М0ЛЬ;

Процесс прямого жидкофазного хлорирования осуществляют путем барботирования газообразных реагентов через жидкий продукт, в растворе которого и протекает взаимодействие. Синтез ДХЭ в жидкой фазе может осуществляться либо при относительно низкой температуре (55...65 °С), либо при температуре кипения ДХЭ (83...86 °С). Низкотемпературный процесс [75] характеризуется сравнительно высокой селективностью (99,5...99,8%), но, в то же время, имеет ряд недостатков, к которым относятся большой расход катализатора, значительный выход сточных вод и необходимость энергетических затрат на охлаждение реакционной массы. В случае высокотемпературного синтеза расход катализатора минимален, сточные воды отсутствуют и отпадает необходимость установки холодильников для отвода тепла реакции, которое расходуется на испарение продукта - ДХЭ-сырца и его ректификацию.

Конструкция реактора жидкофазного хлорирования этилена зависит от типа протекающего в нем процесса. Аппарат для низкотемпературного син-

теза снабжается кожухотрубчатым холодильником для отвода реакционного тепла, что приводит к значительным затратам металла и энергии.

Конструктивное исполнение реакторов высокотемпературного хлорирования может быть различным [73]. Анализ технико-экономических показателей промышленных реакторов, технических предложений зарубежных фирм и отечественных научно-исследовательских институтов позволяет сделать вывод, что одним из наиболее перспективных является газлифтный барботажный реактор (ГБР). К основным достоинствам аппаратов такой конструкции можно отнести интенсивное перемешивание реакционной массы и организованное движение жидкости, способствующее эффективному отводу тепла из зоны реакции. Однако реакторы высокотемпературного синтеза ДХЭ большой производительности (превышающей 2000 нм3/ч по хлору) имеют ряд недостатков. Одним из них является пониженная селективность процесса (97,0...98,4%), которая, по имеющимся данным [48,96,116] объясняется протеканием в реакционной зоне побочных процессов заместительного хлорирования ДХЭ до 1,1,2-трихлорэтана и высших полихлоридов, а также гидрохлорирования этилена до хлорэтана.

Образующиеся побочные продукты ухудшают качество ДХЭ, и, после отделения от целевого продукта в ректификационной колонне, подлежат захоронению или сжиганию.

На практике с целью повышения селективности процесса и для более полного извлечения хлора синтез ведут с избытком этилена, который является весьма дефицитным и дорогим реагентом.

Актуальность увеличения селективности процесса, снижения расхода этилена и сокращения выбросов побочных продуктов в окружающую среду вызвана необходимостью снижения себестоимости продукции в условиях конкуренции на мировом и отечественном рынках и улучшения экологиче-

ской обстановки. Поэтому проведение дополнительных теоретических и экспериментальных исследований является необходимым условием решения перечисленных задач.

Разработка методов совершенствования процесса хлорирования этилена невозможна без достаточно полного анализа и описания процессов, протекающих в газлифтных барботажных реакторах. Однако до настоящего времени нет надежных сведений о химических, гидродинамических и мас-сообменных процессах, протекающих в ГБР, а информация, приводимая в литературе, отрывочна и часто противоречива.

Целью работы является создание новой конструкции реактора высокотемпературного жидкофазного хлорирования этилена, обеспечивающего высокую селективность процесса и разработка инженерной методики его расчета на основе изучения теории процесса и экспериментальных исследований влияния гидродинамических, тепло- и массоообменных процессов на селективность высокотемпературного жидкофазного хлорирования этилена.

Научная новизна работы.

- Впервые изучена циркуляция рабочей среды и распределение газосодержания по высоте промышленного ГБР высокотемпературного хлорирования этилена и установлено, что в зоне реакции существующих ГБР происходит кипение ДХЭ.

- Выявлены и исследованы основные причины низкой селективности в существующих промышленных реакторах высокотемпературного жидкофазного хлорирования этилена высокой производительности, которые заключаются:

- в локальном повышении температуры паров в зоне реакции, что сопровождается переходом реакции хлорирования из жидкой фазы в паровую;

- в неравномерности поля скоростей по сечению реактора и наличии застойных зон в его нижней части;

- в неравномерном распределении реагентов по сечению реактора в результате недостаточного сопротивления барботеров истечению газов.

- Предложен и защищен патентами способ повышения селективности высокотемпературного жидкофазного хлорирования этилена, заключающийся в смещении зоны кипения из зоны реакции в верхнюю часть реактора.

- Разработаны методы экспериментального определения параметров массо-передачи в системе хлор-дихлорэтан и дихлорэтановый раствор хлора-этилен. На основе результатов экспериментов рассчитаны коэффициенты массоотдачи в жидкой фазе при пузырьковом истечении хлора в ДХЭ и этилена раствор хлора в ДХЭ.

- Установлена взаимосвязь между интенсивностью циркуляции в реакторе, концентрацией растворенного хлора в зоне абсорбции и параметрами зоны кипения, котрая положена в основу методики расчета ГБР высокотемпературного хлорирования этилена с вынесенной зоной кипения.

Практическая ценность работы. На основе проведенных исследований разработан технический проект ГБР новой конструкции с нагрузкой по хлору 6000м3/ч, в котором зона кипения и зона реакции разнесены по высоте реактора. Это позволяет повысить селективность промышленного высокотемпературного хлорирования этилена и более чем в 2 раза снизить выход побочных продуктов. Реактор находится в стадии изготовления со сроком ввода в эксплуатацию в 1999-2000г. Ожидаемый экономический эффект 2,31 млн. деноминированных рублей в год.

Разработана инженерная методика расчета конструктивных и режимных параметров ГБР высокотемпературного жидкофазного хлорирования

сс

этилена с вынесенной зоной кипения.

На основе результатов исследований на ОАО «Саянскхимпром» выполнена реконструкция крупнотоннажного промышленного реактора, что позволило получить реальный годовой экономический эффект 1,69 млн. деноминированных руб. в год.

Разработанные способы повышения селективности процесса могут служить основой для проведения реконструкции действующих ГБР, а полученные в эксперименте данные по массопередаче в жидкой фазе могут быть использованы при проектировании других промышленных реакторов получения ДХЭ.

Апробация работы. Материалы диссертации опубликованы в 14 печатных работах, доложены на научно-практической конференции "Современные технологии и научно-технический прогресс" (Ангарск, 1993), на международной научно-практической конференции "Технологические и экологические аспекты комплексной переработки минерального сырья" (Иркутск, 1998), рассмотрены на заседании Научно-технического Совета ОАО "ИркутскНИИхиммаш". Результаты работы защищены четырьмя патентами РФ.

1. Особенности современного промышленного процесса жидкофазного

хлорирования этилена 1.1 Методы жидкофазного хлорирования этилена 1.1.1 Низкотемпературное хлорирование этилена

Процесс получения ДХЭ методом низкотемпературного хлорирования этилена состоит из трех основных стадий (рис. 1.1):

1) подготовка реагентов и катализатора ;

2) химическая реакция;

3) выделение целевого продукта ;

Стадия подготовки реагентов заключается в испарении жидкого хлора и нагревании его паров до температуры 40...48 °С в теплообменнике (1). Катализатор готовится путем растворения хлорида железа в ДХЭ в емкости (4). Расход БеСЬ составляет ОД 5...0,5 кг на одну тонну целевого продукта.

Химическая реакция протекает в реакторе (2), представляющем собой колонный аппарат, в нижней части которого установлены два распределительных устройства для подачи хлора и этилена. Для снятия тепла реакции аппарат соединен с вертикальным кожухотрубчатым теплообменником (3), охлаждаемым водой. Хлор под давлением 0,3...0,6 МПа подается в реактор прямого хлорирования в нижнее распределительное устройство. Газообразный этилен поступает с диапазоном температур -30...+30 °С под давлением 0,3...0,6 МПа. Мольное соотношение реагентов поддерживается 1:1. В результате экзотермической реакции прямого хлорирования циркулирующий в реакторе и синтезированный ДХЭ нагревается до температуры 49... 65 °С и через верхнюю циркуляционную трубу поступает в трубное пространство теплообменника (3), проходит его сверху вниз, охлаждаясь при этом до температуры 40...56 °С и по нижней циркуляционной трубе возвращается в реактор. Циркуляция рабочей среды между реактором (2) и теплообменником (3) осуществляется за счет разно-

сти плотностей рабочей среды в реакторе, содержащей пузыри газа и жидкости в теплообменнике. Недостатком реакторов данного типа является зависимость их производительности от правильной организации теплоотвода и его интенсивности.

Из реактора (2) смесь поступает на стадию выделения целевого продукта, которая заключается в ее отделении от абгазов, а также кислотной, щелочной и водной отмывке ДХЭ-сырца. Смесь из реактора самотеком поступает в промежуточную емкость ДХЭ-сырца (5), откуда насосом (6), в зависимости от уровня жидкости в емкости (5), подается на систему отмывки. Часть потока ДХЭ-сырца насосом (6) периодически подается в емкость для растворения катализатора (4). Абгазы из реактора (2) и емкости (5) сбрасываются через огнепреградитель (на рис. 1.1. не показан). Вместе с этиленом и хлором в систему хлорирования попадают инерты, содержащие кислород, который ведет к образованию взрывоопасной газовой смеси. Поэтому перед огнепреградителем для предотвращения взрыва предусмотрена подача азота в трубопровод сброса абгазов. Объемная доля кислорода в абгазах должна быть менее 7%. Полученный методом прямого хлорирования ДХЭ-сырец содержит непрореагировавший хлор, хлорид железа, хлористый водород, для удаления которых он подвергается кислотной, щелочной и водной отмывке.

С целью удаления хлористого водорода и хлорида железа ДХЭ-сырец насосом (6) через смесительное сопло (7) подается в емкость (8). В смесительном сопле (7) происходит смешение ДХЭ-сырца и циркуляционной воды. В процессе смешения НС1 и БеСЬ растворяются в воде, а в емкости (8) происходит разделение слоев за счет разности плотностей жидкостей. Верхний водный слой, содержащий РеСЬ и НС1, подается в смесительное сопло (7). Одной ступени кислотной отмывки недостаточно для эффективного из-

влечения примесей, поэтому в технологической схеме предусмотрена вторая ступень кислотной отмывки (на рис. 1.1. не показана), с которой сырец, содержащий Ch, следы FeCb и HCl через смесительное сопло (10) подается на щелочную отмывку в емкость (11). В смесительном сопле (10) происходит смешение сырца и циркуляционной воды, подаваемой насосом (9), во всасывающий трубопровод которого поступает водный раствор щелочи (концентрация NaOH 20% масс). В процессе смешения содержащиеся в ДХЭ-сырце СЬ, FeCb и HCl превращаются в соединения NaCl, NaOCl, Fe(OH)3. В емкости (11) происходит разделение воднодихлорэтановой смеси за счет разности плотностей жидкостей. Аналогично проводится вторая ступень щелочной отмывки (на рис. 1.1. не показана), после которой ДХЭ-сырец, содержащий щелочь и водорастворимые вещества, самотеком подается на стадию водной отмывки (на рис. 1.1. не показана). Расход сточных вод достигает 170 кг на одну тонну продукта. Преимуществом низкотемпературного хлорирования является высокая селективность - 99,5...99,8 %, что объясняется низкой скоростью побочных реакций при температуре реакционной среды, достигающей 55...65 °С. Однако низкотемпературный процесс уступает высокотемпературному по таким важным показателям, как энергоемкость, производительность, экологичность, поэтому в начале 1980-х годов в химической промышленности широкое распространение получил процесс высокотемпературного жидкофазного хлорирования этилена и реакторы для осуществления таких процессов.

■о

А

А

-о-

н

-

и1

т

нхь

7

Л

нхь

10

11

Рис. 1.1. Технологическая схема низкотемпературного хлорирования этилена.

1.1.2 Высокотемпературное хлорирование этилена.

Технологическая схема высокотемпературного процесса отличается простотой и компактностью (рис. 1.2.).

Стадия подготовки реагентов заключается в испарении жидкого хлора и нагревании его паров до температуры 40...48°С в теплообменнике (1).

Реактор (2) представляет собой вертикальную колонну с внутренней циркуляционной трубой. В нижней части аппарата установлены два распределительных устройства для подачи хлора и этилена в кольцевое пространство. В качестве катализатора прямого хлорирования используется хлорид железа, который образуется в результате взаимодействия хлора со стальной решеткой, расположенной в реакторе над барботерами, или вводится в аппарат в растворенном виде. Плотность газожидкостной смеси в межтрубном пространстве меньше плотности однородной жидкости внутри циркуляционной трубы, вследствие чего в реакторе возникает циркуляция жидкости. Температура в аппарате поддерживается 90...110 °С. Тепло реакции отводится за счет испарения реакционной среды при ее кипении. Продукт, содержащий ДХЭ, полихлориды, хлористый водород, этилен, азот, кислород, водород и следы хлора, удаляется в виде паров из верхней части реактора. Катализатор практически полностью остается в реакторе, где работает длительное время при незначительном расходе на единицу количества синтезированного продукта. Для поддержания уровня в реакторе в его нижнюю часть насосом (10) подается возвратный ДХЭ-сырец из емкости (5). Недостатком ГБР является необходимость подачи избытка этилена (5...20% объемных) для полного извлечения хлора.

Пары ДХЭ-сырца из реактора (2) поступают на ректификацию в нижнюю часть колонны (3), где происходит отделение высококипящих продуктов. Из верхней части ректификационной колонны пары поступают на пер-

вую ступень конденсации в теплообменник (4), охлаждаемый воздухом. Па-рожидкостная смесь после теплообменника (4) поступает на разделение в сепаратор (5), откуда конденсат перекачивается в сборник (9). Абгазы с пониженным содержанием ДХЭ после сепаратора (5) для дальнейшей конденсации продукта поступают на вторую ступень очистки в кожухотрубчатый теплообменник (6), охлаждаемый рассолом с температурой - 18°С. В сепараторе (7) происходит дальнейшее разделение ДХЭ и газов, после которого газы подаются в отбойную колонну (8) для полного улавливания паров ДХЭ. Очищенные газы из отбойной колонны (8) поступают на свечу рассеивания. Сконденсировавшийся продукт из емкости (7) и колонны (8) самотеком сливается в сборник (9), из которого промытый ДХЭ-сырец идет на двухколонную систему ректификации (на рис. 1.2. не показана).

Недостатком реакторов высокотемпературного синтеза с производительностью по хлору, превышающей 2000 нм3/ч, является относительно низкая селективность процесса (97,0...98,4 %), обусловленная более высокой скоростью образования полихлоридов в результате побочных реакций. В то же время такие достоинства, как отсутствие сточных вод, малый расход катализатора, утилизация тепла реакции, возможность работы реактора в большом диапазоне нагрузок и относительная простота технологии, делают данный процесс наиболее привлекательным для эксплуатации в промышленности.

Изложенное свидетельствует о необходимости дальнейшего совершенствования реакторов и технологии высокотемпературного хлорирования этилена.

Рис. 1.2. Технологическая схема высокотемпературного жидкофазного хлорирования этилена.

1.2 Реакторы высокотемпературного жидкофазного хлорирования этилена

Конструктивное исполнение реакторов высокотемпературного хлорирования может быть различным. Однако все они состоят из корпуса в виде колонны, в которой газообразные реагенты барботируют через рабочую среду. Аппараты работают в режиме, при котором тепло реакции отводится за счет испарения части жидкости.

Ниже приведены технические характеристики наиболее распространенных в химической промышленности реакторов высокотемпературного хлорирования этилена.

1.2.1. Реактор барботажный колонный Простейший реактор высокотемпературного синтеза ДХЭ (рис. 1.3.) выполняется в виде вертикальной колонны (1) с размещенными внизу газо-распределителями-барботерами (2, 3). Аппарат снабжен обратным конденсатором (4), из которого часть конденсата возвращается в колонну для поддержания нужной температуры и уровня жидкости. Колонна может быть пустотелой или секционированной горизонтальными перфорированными перегородками (5), служащими промежуточными газораспределителями и уменьшающими продольную циркуляцию жидкости. Имеются данные [107], что секционирование способствует снижению высоты барботажного слоя (т.е. высоты зоны реакции) и сокращению избыточного количества этилена, необходимого для полного извлечения хлора из реакционной среды.

Сравнительная простота конструкции барботажных колонн позволяет проектировать их на большие объемы и гарантирует высокую надежность в эксплуатации.

Характерным признаком работы барботажной колонны является неорганизованная и слабая циркуляция жидкости. Пропускная способность по

этилену лимитируется его приведенной скоростью, которая обычно не превышает 0,1 м/с [107]. При высоких скоростях возникают крупномасштабные пульсации среды, влекущие за собой пульсацию давлений и вибрацию аппарата.

По данным [1], селективность процесса хлорирования в аппаратах данной конструкции составляет в среднем 97...98%, а избыток этилена по хлору достигает 20% объемных.

Газ

Пары продуктов

4

\

5

2

Этилен

Возвратный

дхэ >-

Хлор

3

ДХЭ-сырец

Рис. 1.3. Реактор барботажный колонный: 1 - колонна; 2,3 - газораспределители; 4 - конденсатор; 5 - перфорированная тарелка.

1.2.2 Реактор барботажный газлифтный с внутренней циркуляционной трубой.

Газлифтный реактор (рис. 1.4., 1.5.) отличается от барботажного реактора тем, что внутри корпуса (1) установлены одна или несколько труб (2), предназначенных для создания интенсивной циркуляции реакционной среды. С помощью газораспределителей (3, 4) реагенты вводят либо в барбо-тажную трубу (рис. 1.4.), либо в кольцевое пространство (рис. 1.5.). При подаче газообразных реагентов в кольцевое пространство в нем образуется газожидкостная смесь, плотность которой меньше плотности жидкости в циркуляционной зоне (на рис. 1.4. в трубе), вследствие чего в аппарате возникает циркуляция продукта с восходящим потоком в кольцевом пространстве. Максимальная приведенная скорость газа в восходящем потоке, определяющая нагрузку аппарата по газу, составляет 2м/с. Скорость жидкости в циркуляционной трубе может достигать 1 м/с [107]. Интенсивная циркуляция способствует лучшему тепло- и массообмену в зоне реакции, что делает данные реакторы наиболее эффективными для проведения реакции прямого хлорирования этилена.

При математическом моделировании движение газа в кольцевом пространстве можно принимать близким к модели идеального вытеснения. В целом реактор по жидкой фазе считается аппаратом идеального смешения [16].

В [62] приводятся результаты экспериментальных исследований реакторов с внутренней циркуляционной трубой, которые свидетельствуют о недостаточной интенсивности перемешивания в зоне ввода и смешения реагентов, наличии застойных зон в нижней части реактора. При этом избыток этилена по отношению к хлору составляет 10... 12% объемных, а селективность процесса достигает 97,0...98,4%.

Газ

Рис. 1.4. Реактор барботажный газлифтный:

1 - колонна; 2 - барботажная труба;

3,4 - газораспределители; 5 - конденсатор.

Рис. 1.5. Реактор барботажный газлифтный:

1 - колонна; 2 - барботажная труба;

3,4 - газораспределители; 5 - конденсатор.

1.2.3 Реактор барботажный петлевидный со встроенным

сепаратором.

Один из основных зарубежных разработчиков процесса высокотемпературного хлорирования этилена фирма "Штауффер" [76,84,145] предложила петлевой реактор, снабженный на выходе сепаратором. Процесс ведется в смеси, состоящей на 50% и выше из ДХЭ и полихлоридов. Для ввода реагентов применяют специальные устройства, способствующие их максимальному диспергированию и турбулизации жидкой циркулирующей среды. Реакция протекает в нижней части реактора (зоне повышенного давления) при температуре ниже температуры кипения ДХЭ и заканчивается на уровне 2/3 высоты реактора.

Циркулирующая жидкость вместе с образовавшимся ДХЭ поднимается в зону с пониженным давлением (сепаратор) и начинает кипеть. Пары из этой зоны поступают в нижнюю часть ректификационной колонны.

Аппарату данной конструкции свойственна относительно высокая интенсивность тепло- и массообмена, более благоприятная гидродинамическая обстановка и отсутствие парообразования в зоне реакции, что очень важно для эффективного ведения процесса.

1.2.4 Реактор барботажный газлифтный с внешней циркуляционной

трубой.

Особенностью таких реакторов (рис. 1.6.) является выносная циркуляционная труба (2). Однако, такие реакторы не в состоянии обеспечить оптимальную гидродинамическую обстановку из-за наличия внешнего контура циркуляции. Это приводит к нарушению основного условия работы реакторов идеального вытеснения - постоянства концентрации реагентов в поперечном сечении аппарата. Наличие застойных зон и байпасных потоков в

реакционной массе сказывается на снижении выхода ДХЭ. Аппарат с выносной циркуляционной трубой характеризуется пониженной интенсивностью тепло- и массообмена, и, следовательно, необходим значительный избыток этилена для полного улавливания хлора.

Использование ингибиторов и катализаторов частично компенсирует влияние недостатков конструкции аппарата на эффективность процесса, но не исключает его полностью.

В целом конструктивное оформление аппарата нельзя назвать удачным. Поэтому одной из мер повышения эффективности реактора может быть замена внешней циркуляционной трубы на внутреннюю.

1.2.5. Реактор с совмещением хлорирования и ректификации.

Кроме рассмотренных аппаратов нашли применение системы с совмещением хлорирования и ректификации (рис. 1.7.) [34,85,139].

Реактор состоит из полой нижней, реакционной, и верхней, ректификационной части. Исходные реагенты - хлор и этилен - подаются через бар-ботеры в низ реактора в соотношении, обеспечивающем 11...20%-ный (по объему) избыток этилена. Температура в реакционной части 90...100°С. Образующийся ДХЭ в виде паров поступает в ректификационную часть (2). Пары, выходящие из ректификационной части (2), конденсируются в холодильнике (3), и конденсат частично возвращается в виде жидкости обратно. Остальное его количество - "легкие" отходы - подается в низ аппарата для снятия избыточного тепла реакции. Товарный ДХЭ отбирается с глухой тарелки в верху ректификационной части. Продукт охлаждается до 20...30°С в теплообменнике (6) и поступает в сборники. Из нижней части реактора постоянно или периодически выводится часть реакционной массы для исключения накопления полихлоридов.

При правильной организации и аппаратурном оформлении процесса реакционного тепла достаточно для ректификации не только ДХЭ-сырца, но и ДХЭ со стороны. Экономия пара при этом может достигать 50%, что позволяет уменьшить издержки производства на 18% [77,140].

Следует отметить, что конструкции реакторов для низкотемпературного и высокотемпературного процессов постоянно совершенствуются [74,85,139]. В основном ставится задача создания эффективной циркуляции рабочей среды и достижения высокой степени диспергирования газообразных реагентов.

Рис. 1.6. Реактор барботажный газлифтный с вынесенной циркуляционной трубой: 1 - колонна; 2 - циркуляционная труба; 3,4 - газораспределители; 5 - конденсатор.

Рис. 1.7. Реактор барботажный газлифтный совмещенный с ректификационной колонной: 1 - реакционная часть аппарата; 2 - ректификационная часть аппарата; 3,4 - газораспределители; 5- конденсатор, 6 - холодильник, 7-циркуляционная труба.

1.3 Гидродинамические, химические и массообменные процессы в реакторах хлорирования этилена.

1.3.1. Гидродинамика в газлифтных барботазкных реакторах.

Эффективность химического взаимодействия этилена с хлором в системе газ-пар-жидкость зависит не только от скорости химической реакции, но и от условий тепло-массообмена, определяемых в первую очередь гидродинамическим состоянием системы.

Барботажная зона газлифтного реактора имеет чрезвычайно сложную структуру: отсутствует фиксированная поверхность раздела фаз (она непрерывно меняет свою величину и форму), всплывающие пузыри и струи газа создают мощные циркуляционные потоки жидкости. Кроме того, гидродинамическая обстановка в газлифтном реакторе существенно осложняется кипением реакционной среды. По этим причинам точное количественное описание барботажного слоя в реакторе до настоящего времени не разработано. Однако использование различных допущений позволяет существенно упростить гидродинамическую картину процесса и произвести приблизительные расчеты реактора.

Гидродинамическое состояние системы достаточно полно описывается такими параметрами, как скорость жидкой и газовой фазы, газо-паросодержание, кратность и скорость циркуляции, поверхность контакта фаз, степень турбулизации границы раздела фаз. Для разработки надежных методов расчета газлифтного реактора жидкофазного хлорирования этилена необходимо выявление зависимости основных гидродинамических параметров от конструкции и размеров аппарата, физических свойств среды и режимных характеристик.

1.3.1.1. Скорость жидкой фазы газожидкостного потока.

Скорость циркуляции жидкости оказывает существенное влияние на гидродинамические параметры реакционной среды, а следовательно, и на условия тепло-массопереноса.

Наиболее удобными характеристиками для описания движения жидкой фазы являются приведенная скорость жидкости Жь и ее истинная скорость иь, связь между которыми может быть выражена через газосодержание:

^ = -<ра) (1.1.)

Зависимости для расчета приведенной скорости жидкости, встречающиеся в литературе, могут быть приведены к уравнению циркуляционного контура [107]:

Н х (рь - ра) х ср х я = АР, + АР2 (1.2.)

Разнообразие предлагаемых уравнений объясняется конструктивными особенностями газлифтных аппаратов, при исследовании которых они были получены, а также использованием различных методов выражения газосодержания.

Так как сложность гидродинамических явлений при барботаже пока не позволяет установить закономерности движения жидкости аналитическим путем, решение этой задачи выполняют экспериментально, используя для обработки опытных данных методы теории подобия.

Рядом исследователей [46,124] установлено, что движение газожидкостной системы в барботажной зоне аппарата достаточно полно характеризуется системой критериев:

8х Нх /с

В результате обработки опытных данных на основе системы критериев (3.21.) авторы [105] получили зависимость:

е--^=2'-[5*(ргТ2'<АгУ'°3*(гТ с-4-)

^ - 1 Т1 ,__П1 ГГП,, /5

Заключение диссертации по теме «Процессы и аппараты химической технологии», Мубараков, Рифгат Гусманович

Основные результаты и выводы

1. Выполнено исследование промышленного газлифтного реактора высокотемпературного жидкофазного хлорирования этилена. Определены расходы циркулирующего ДХЭ и распределение газосодержания по высоте реактора. Это позволило оценить высоту зоны реакции и зависимость ее от гидродинамических факторов.

2. Экспериментально установлено и подтверждено расчетом, что в зоне реакции промышленных ГБР происходит кипение ДХЭ, что обусловлено неравномерностью гидродинамической обстановки в аппарате и, соответственно, локальными перегревами реакционной массы до температуры кипения.

3. На основе лабораторных исследований получены экспериментальные данные по массообмену и рассчитаны коэффициенты массоотдачи в системе хлор-ДХЭ и этилен- раствор хлора в ДХЭ, что позволило дать рекомендации по оптимальному распределению газовой фазы в реакторе и определить размеры зоны абсорбции и зоны реакции.

4. На основе результатов исследований на ОАО "Саянскхимпром" выполнена реконструкция промышленного реактора жидкофазного хлорирования этилена. Реальный экономический эффект составил 1,69 млн. деноминированных руб. в год. Повышение селективности процесса в реакторе достигнуто за счет оптимизации гидродинамической обстановки в реакторе, равномерного распределения поля температур и выноса зоны кипения в верхнюю часть реактора.

5. Разработана инженерная методика расчета промышленного ГБР для высокотемпературного жидкофазного хлорирования этилена с вынесенной зоной кипения. Методика использована при проектировании основных элементов промышленных реакторов жидкофазного хлорирования этилена.

6. На основе теоретических и экспериментальных исследований разработан технический проект нового промышленного ГБР для высокотемпературного жидкофазного хлорирования этилена с вынесенной зоной кипения, обеспечивающий высокую селективность процесса. Аппарат находится на стадии изготовления. Ожидаемый экономический эффект 2,31 млн. деноминированных руб. в год.

Список литературы диссертационного исследования кандидат технических наук Мубараков, Рифгат Гусманович, 1998 год

Литература

1. Абдрашитов Я. М. Развитие производства винилхлорида в Стерлитамакском АО "Каустик". Основные технические решения. Химическая промышленность, 1996, № 5. - с. 320-324.

2. Аверьянов В.А. и др. Исследование механизма селективного действия ароматических растворителей на свободнорадикальное хлорирование. Хлорирование 1,1-дихлорэтана. Журнал органической химии, 1981, т.17, № 1. - с. 36-45.

3. Аветьян М.Г., Сонин Э.В., Пименов И.Ф. Некоторые физико-химические свойства 1,2-дихлорэтана. Химическая промышленность, 1991, №2. - с. 1-2.

4. Аветьян М.Г., Трегер Ю.А., Сонин Э.В. Анализ действующих производств винилхлорида из этилена. Химическая промышленность, 1991, №10, - с. 579-583.

5. Авторское свидетельство СССР 523072.

6. Авторское свидетельство СССР 726077.

7. Азимов Ю.И., Малинов О.В. Экспериментальное определение газосодержания двухфазных потоков. Химия и химическая технология, 1967, т. 10, №1, с. 107-109.

8. Айзенбуд М.В., Дильман В.В. О газосодержании барботажного слоя. Химическая промышленность, 1963, №4. - с. 295-297.0

9. Аксельрод Ю.В. Газожидкостные хемосорбционные процессы. - М.: Химия, 1989.-240 с.

10. Аксельрод Ю.В., Дильман В.В. О расчете скорости массоотдачи в жидкой фазе в условиях поверхностной конвекции. Теор. основы хим. технологии. -1980. -Т.14. -№6. - С. 837.

11. Аксельрод Ю.В., Дильман В.В., Вайнберг A.M. и др. Теоретические основы химической технологии, 1970, Т. 4, № 6. - с. 845-851.

12. Аксельрод Ю.В., Дильман В.В., Фурмер Ю.В. Исследование скорости хе-мосорбции при межфазной (поверхностной) турбулентности в стекающей пленке жидкости. Теор. основы хим. технологии. - 1973. - Т.7. - №5. - С.683.

13. Александров И.А. Ректификационные и абсорбционные аппараты. - М.: Химия, 1971.-295 с.

14. Арманд A.A., Невструева Е.И. Исследование механизма движения двухфазной смеси в вертикальной трубе. Известия Всесоюзного Теплотехнического института, 1950, №2, - с. 1-8.

15. Астарита Дж. Массопередача с химической реакцией. - JL: Химия, 1971. -223 с.

16. Багдасаров В.Г. Теория, расчет и практика эргазлифта. - M-JL: Гостоптех-издат, 1947.

17. Берд Р., Стюарт В., Лайтфут Е. Явление переноса. - М.: Химия, 1974. -687 с.

18. Буловская Л.П., Зозанян С.И., Ерминский В.А., Сумерин В.М. Измерение концентрации газообразной фазы в жидкостных потоках. В кн. Автоматика и вычислительная техника. Научные труды Ер.ПИ, Ереван,1973, т. 38, вып.У. - с. 253-255.

19. Вэйлас С. Химическая кинетика и расчеты промышленных реакторов. М, Химия, 1964.-с. 173-198.

20. Гарафзянов Г.Г., Валитов Р.Б., Алехин М.И., Тухватулин A.M. Химическая промышленность, 1974, №2. - с. 75-76.

21. Гейд Ю.Д., Айзен A.M., Петренко Д.С., Рабинович М.И., Скрипко В.Я. Межфазная поверхность и распределение газовых пузырей по диаметру в аппаратах барботажного типа. Химическая промышленность,- 1973. -№4- с. 310-311.

22. Гухман A.A. Введение в теорию подобия. - М.: Высшая школа, 1973. - 295 с.

23. Гухман A.A. Применение теории подобия к исследованию процессов тепло и массообмена. - М.: Высшая школа, 1967. - 303 с.

24. Дейч М.Е., Филиппов Г.А. Газодинамика двухфазных сред. - М., 1968. -423 с.

25. Аксельрод Ю.В., Дильман В.В. О расчете скорости массоотдачи в жидкой фазе в условиях поверхностной конвекции. - Теоретические основы химической технологии,- №1. - 1980. - Т.14 - №6. - С.837.

26. Диффузия в газах и жидкостях. Под ред. Голубева И.Ф., Дьяконова С.Г., Косова Н.Д., Суетина П.Е. - А-Ата. - 1972. С.152.

27.Дорожкина В.А. Исследование гидродинамики в секционном барботажном реакторе. Автореф. дисс. канд. техн. наук. ГИАП,- М., 1972,- 27 с.

28. Железняк A.C., Иоффе И.И. Методы расчета многофазных жидкостных реакторов. - JI.: Химия, 1974.

29. Зубер Н., Финдлей Д. Средняя объемная концентрация фаз в системах с двухфазным потоком. Труды Американского общества инж.-мех. Сер. с. Теплопередача. - 1965, №4, с.29-38.

30. Идельчик И.Е. Справочник по гидравлическим сопротивлениям. - JI.: ГЭИ. - 1960.

31. Касаткин А.Г. Основные процессы и аппараты химической технологии. -М.: Химия, 1973.-с. 752.

32. Катализ в промышленности. Под ред. Б. Лича. - М.: Мир, 1986, т.1. - с. 253288.

33. Кафаров В.В. Межфазная турбулентность и явления массопередачи. Журнал прикладной химии. -1961. - Т.34. - №5. - С. 1061.

34. Кафаров В.В. Основы массопередачи. - М.: Высшая школа, 1979. - с. 158164.

35. Кафаров В.В., Дорохов И.Н., Семенов Г.Н., Яковенко М.М. К вопросу о движущей силе массообменных процессов в колонных аппаратах. Теор. основы хим. технологии. -1981. - Т.15. - №1. - С. 12.

36. Кафаров В.В., Фомин В.А. Газосодержание барботажного слоя. Труды МХТИ им. Д.И. Менделеева, 1969, №60, с. 209 -211.

37. Кейс В.М. Конвективный тепло- и массоперенос. - М.: Энергия, 1972. - 446 с.

38. Коидэ К. и др. Поведение пузырей в барботажной колонне большого диаметра. Journal of Chemical Engineering of Japan. - 1979. - v. 12, №2. - pp. 98104. Перевод №141-81 (1858), ТППБП.

39. Колмогоров A.H. О дроблении капель в турбулентном потоке. / Докл. АН СССР, 1949. -Т. 66. -№5. - С. 825.

40. Колтунова JI.H., Позин J1.C. Расчет газосодержания пенного слоя на провальных тарелках. Химическая промышленность. - № 6. - 1975. - с. 453-455.

41. Конобеев Б.И., Ляпин В.В. Абсорбция этилена и пропилена органическими растворителями под давлением в режиме обращенного течения жидкости. Химическая промышленность. - №11. - 1975. - с. 826-827.

42. Костерин С.С., Семенов H.H., Точигин A.A. Относительные скорости пароводяных течений в вертикальных необогреваемых трубах. Теплоэнергетика. - №1. -1961.-с. 58-65.

43. Кремлевский П.П. Расходомеры и счетчики количества. - Л.: Машиностроение, 1975. - с.137-140.

44. Кузнецов A.M., Усенко В.Г., Бойко Т.Ф., Климов В.В. Эффективность газ-лифтных колонн как массобменных аппаратов. Тезисы докладов выездного заседания научно-технической комиссии по массообменной колонной аппаратуре при Госкомитете СССР по науке и технике. Ангарск, 1985. - с.51-53, ДСП.

45. Кулаков М.В. Технологические измерения и приборы для химических производств. -М.: Машиностроение, 1983. - с.170-174.

46. Кутателадзе С.С., Стырикович М. А. Гидравлика газожидкостных систем. -М-Л.: Госэнергоиздат, 1958. - 232 с.

47. Лабунцов Д.А., Корнюхин И.П., Захаров Э.А. Паросодержание двухфазного адиабатного потока в вертикальных каналах. Теплоэнергетика. - №4. -1968. - с. 62-67.

48. Лебедев H.H. Химия и технология основного органического и нефтехимического синтеза. - М.: Химия, 1981. - с. 97-135.

49. Лебедев H.H., Манаков H.H., Швец В.Ф. Теория технологических процессов основного органического и нефтехимического синтеза. - М.: Химия, 1984. -с.335.

50. Левич В.Г. Физико-химическая термодинамика. - М.: Физматгиз, 1959. -699 с.

51. Мамаев В.А., Одишария Г.Э., Семенов Н.И., Точигин A.A. Гидродинамика газожидкостных смесей в трубах. - М.: Недра, 1961.

52. Меликян Э.А. Метод определения скорости всплытия газа в процессах газлифта и барботажа и характер ее изменения. Журнал прикладной химии. - т. 12.-№12.-с. 2733-2739.

53. Меткин В.П., Коугия С.А., Нестеренко И.А. Некоторые вопросы гидравлического расчета и проектирования эрлифтных ферментеров. Хлебопекарная и кондитерская промышленность. - №8. -1973. - с. 17-19.

54. Методы элементоорганической химии. Хлор. Алифатические соединения. -М.: Наука, 1973.

55. Муганлинский Ф.Ф., Трегер Ю.А., Люшин М.М. Химия и технология гало-генорганических соединений. - М.: Химия. -1991.

56. Нароженко А.Ф. Исследование гидродинамики и массопередачи при интенсивном барботаже: Автореф. дисс. канд. техн. наук. ВЗПИ. - М., 1969. -15 с.

57. Научные труды НИИ "Синтез". - М.: Московская типография №11. - 1996. -с. 338.

58. Несис Е.И. Кипение жидкостей. - М.: Наука, 1973. -20 с.

59. О диффузионно-тепловой неустойчивости Марангони в стекающей пленке жидкости. Теоретические основы химической технологии. - №5, 1989.

60. Осипов A.B. Исследование гидродинамики и массобмена при абсорбции труднорастворимых газов в аппаратах с циркуляционным контуром. Автореферат канд дисс. ВНИИнефтехим. -JL: 1970. - 18 с.

61. Осипов A.B. К оптимизации геометрических размеров реактора с циркуляционным контуром. Сборник трудов НИИхиммаш. - Вып. 60. - М. 1972. - с. 103-108.0

62. Отчет о научно-исследовательской работе. Иркутск, НИИхиммаш. Тема 7065-9075, этап 6, утв. 18.12.91.

63. Отчет о исследовательской работе п/я А-3732, этап 00-38-001-2, тема 0038-001/75-78-79. Инв. № 796267, 1979, 151 с.

64. Отчет о научно-исследовательской работе МНПО "Синтез" по теме "Создать совмещенные технологические процессы получения важнейших хлорорганических продуктов (винилхлорид, хлорметаны, перхлоруглеводо-роды) по договору № 110129 480215. - М, 1990,128 с.

65. Отчет о научной работе НПО "ГОСНИИХЛОРПРОЕКТ", тема № 401. -М, 1983.-с. 6-22.

66. Ошин Л.А., Трегер Ю.А., Моцарев Г.В. и др. Промышленные хлороргани-ческие продукты: Справочник. -М.: Химия, 1978. - с. 102.

67. Павлов К.Ф., Романков П.Г., Носков A.A. Примеры и задачи по курсу процессов и аппаратов химической технологии. -М-Л.: Химия, 1964.

68. Павлушенко И.С., Максимова С.С. О расчете аппаратов с эрлифтным перемешиванием. Сборник трудов НИИхиммаш, вып. 60, М.: 1972. - с. 78-84.

69. Панов В.А. Расчет характеристик двухфазного течения в эрлифте. Химическая промышленность. - № 10. - 1989. - с 767-770.

70. Патент Англии 1096594.

71. Патент Англии 1231127.

72. Патент СССР 485590.

73. Патент США 2929852, 4259264, 4347391, 4410747, 3839475, 3941568, 3968179, 3911036; Патент ФРГ 1157592, 1668336, 2935884; Авторское свидетельство СССР 394350; Патент Англии 1350531; Патент Бельгии 725636; Патент Японии 58-177923, 56-7729.

74. Патент США 3291846.

75. Патент США 3338982; Патент Венгрии 137804; Патент ФРГ 3024610,3347153; Авторское свидетельство СССР 525654; Патент Франции 2211429, 2211428; Патент Англии 1410420.

76. Патент США 4172099.

77. Патент США 4347391.

78. Патент Франции 1568298.

79. Патент ФРГ 1157592, 1568298.

80. Патент ФРГ 2224253.

81. Патент ФРГ 2427045.

82. Патент ФРГ 2540257, 3137513.

83. Патент ФРГ 2629461.

84. Патент ФРГ 2652332.

85. Патент ФРГ 3146246.

86. Патент Японии 122 (РЖХ, 1970, 22Н 25П), 41-13016.

87. Патент Японии 13083-73, 13084-73.

88. Перри Дж. Справочник инженера-химика. /Пер. с англ. /Под ред. Н.М. Жа-воронкова и П.Г. Романкова. - Л.: Химия, 1969. Т.2 - 504 с.

89. Плановский А.Н., Николаев П.И. Процессы и аппараты химической и нефтехимической технологии. - М.: Химия, 1972. - 493 с.

90. Попов Д.М. Микрокапиллярные эффекты в процессах ректификации. Теоретические основы химической технологии. -1981. - Т.15. - №1. - С. 12.

91. Правила безопасности при производстве, хранении, транспортировании и применении хлора. - М.: НПО ОБТ, 1994. - 58 с.

92. Промышленные хлорорганические продукты. Справочник. Под ред. Л.А.Ошина. -М.: Химия, 1978. - с. 100-109.

93. Рамм В.М. Абсорбция газов. - М.: Химия, 1976. - с. 12-126.

94. Рид Р., Праусниц Дж., Шервуд Т. Свойства газов и жидкостей. - Л.: Химия, 1982.-591 с.

95. Родионов А.И., Винтер A.A. Исследование процессов абсорбции, сопровождаемой химической реакцией в тарельчатых колоннах. Теоретические основы химической технологии. - т.1. - №4. - 1967. - с. 481.

96. Рожков В.И. и др. Жидкофазное хлорирование 1,2-дихлорэтана в присутствии хлорного железа. Химическая промышленность. - 1991. - № 5. - с. 5-7.

97. Рожков В.И. и др. Закономерности жидкофазного хлорирования этилена. Химическая промышленность. - №7 . -1991. - с. 14-16.

98. Семенов Н.И., Точигин A.A. Истинное паросодержание пароводяных течений в вертикальных необогреваемых трубах. Инженерно-физический журнал. - т.4. - №7 .-1961. - с. 30 - 32.

99. Семенов H.H. О некоторых проблемах химической кинетики и реакционной способности. Изд-е 2-е. - М.: Изд-во АН СССР, 1958.

100. Семенов H.H. Успехи химии. - №22. -1953. - с. 521.

101. Сергеев Г.Б., Смирнов В.В. Молекулярное галогенирование олефинов. -М.: Изд-во МГУ, 1985.

102. Сергучев К.Л. Журнал органической химии. - т.17. - №7. - 1975. - с. 1353.

103. Сировочкин М.Я. Промышленные хлорорганические продукты. - М.: Химия, 1978.

104. Соколов А.Б., Родова P.M., Леванова C.B., Фомин A.B. Индуцированное хлорирование 1,2-дихлорэтана. Химическая промышленность. - №12. - 1991. -с. 713.

105. Соколов В.Н., Геллис Ю.К. Гидродинамика барботажного кожухотрубно-го реактора. Химическая промышленность. - №10. -1962. - с. 757-761.

106. Соколов В.Н., Давыдов В.И., Доманский И.В. Газосодержание в барбо-тажных трубчатых реакторах вытеснительного типа. Журнал прикладной химии. - т42. - №4. - 1969. - с. 856-861.

107. Соколов В.Н., Доманский И.В. Газожидкостные реакторы. - J1.: Машиностроение, 1976. - с. 7-113.

108. Coy С. Гидродинамика многофазных систем. - М., 1971. - 536 с.

109. Сполдинг Д.Б. Конвективный массоперенос. - М.: - JL: Энергия, 1965. -384 с.

110. Субботин А.И. Высокотемпературное хлорирование этилена. Кинетика процесса замещения. Кинетика и катализ. - т.9. - вып.4. - 1968. - 759-765.

111. Субботин А.И. Термическое хлорирование этилена с одновременным пиролизом 1,2-дихлорэтана. Химическая промышленность. - № 1. - 1970. - с. 710.

112. Субботин А.И., Антонов В.Н., Этлис B.C. Кинетика высокотемпературного хлорирования в потоке. Кинетика и катализ. - т.7. - вып.2. - 1966.

113. Телетов С.Г. Гидродинамика и теплообмен при кипении в котлах высокого давления. - М.: Изд-во АН СССР, 1955. - 244 с.

114. Теплопередача в двухфазном потоке. Под ред. Баттервотса Д. М. -М.: Энергия, 1980. - 328 с.

115. Ткаченко С.И., Тобилевич Н.Ю., Сагань И.И. Некоторые закономерности относительного движения фаз двухфазного потока в круглых трубах. Теплоэнергетика. - №3. - 1968. - с. 46-50.

116. Трегер Ю.А. Интенсификация хлорорганических производств. Высокоэффективные каталитические системы. - М. - Химия. - 1978. - с.341.

117. Трегер Ю.А., Карташов Л.М., Кришталь Н.Ф. Основные хлорорганиче-ские растворители. - М. - Химия. - 1985. - с.201.

118. Трегер Ю.А., Пименов И.Ф., Гольфанд Е.А. Справочник по физико-химическим свойствам хлоралифатических соединений С1-С5. - Л.: Химия, 1973.-с. 68.

119. Ульянов Б.А., Буренко В.А., Родионов А.И. Дробление газа и жидкости и величина среднего диаметра пузырьков в пенном слое. Межвузовский сборник. Обогащение руд. - Иркутск, 1973. - С.54.

120. Ульянов Б.А., Губанов Н.Д. Исследование тепло- и массообмена между паром и жидкостью при больших движущих силах процесса. Журнал прикладной химии. - 1983. - №6. С. 1313.

121. Фурмер Ю.В., Аксельрод Ю.В., Дильман В.В., Лашаков А.Л. Экспериментальное исследование межфазной турбулентности при абсорбции, осложненной химической реакцией. Теор. основы хим. технологии. - 1971. -Т.5. - №1. - С.134.

122. Хинце И.О. Турбулентность, ее механизм и теория. - М., 1963. - 680 с.

123. Холодовский Г.Е. Обобщение опытных данных по циркуляции воды в паровых котлах. Теплоэнергетика. - вып. 1. - 1959. - с. 3-30.

124. Холодовский Г.Е. Теплоэнергетика. - №7. - 1957. - с. 68.

125. Хьюитт Дж., Холл-Тейлор Н. Кольцевые двухфазные течения. - М.: Энергия, 1974. - с. 253-263.

126. Шарифуллин В.Н., Бояринов А.И., Гумеров A.M. Связь перемешивания и массопередачи на примере барботажно-эрлифтного аппарата. В кн. Массо-обменные процессы и аппарты химическойтехнологии. Казань, 1980. - с. 1718.0

127. Шебатин В.Г., Доманский И.В., Соколов В.И., Давыдов И.В. Эрлифтное транспортирование жидкостей и суспензий. ЖПХ. - № 4. - 1977. - с. 867-870.

128. Шервуд Т., Пигфорд Р., Уилки Ч. Массопередача. - М.: Химия, 1982.

129. Шишкин З.А. Исследование неравномерности распределения газовой фазы в барботажной колонке. Сборник: Гидродинамика и явления переноса в двухфазных дисперсных системах. Труды ИЛИ. Иркутск, 1989. - 120с.

130. Щелкунов Б.И., Ульянов Б.А. Гидравлика и массообмен в тарельчатых ректификационных аппаратах. - Иркутск: Издательство Иркутского государственного технического университета, 1997. - 244 с.

131. Эккерт Э.Р., Дрейк P.M. Теория тепло- и массообмена. - М - JI.: Госэнер-гоиздат, 1961. - 680 с.

132. Этилен. Физико-химические свойства. Под. ред. Миллера С.С. - М.: Химия, 1977.

133. Якушкин В.Я. Исследование и разработка методики расчета трубчатых газлифтных аппаратов для выращивания кормовых дрожжей. Автореф. канд. дисс. ЛТИ им. Ленсовета, 1974. - 23 с.

134. Bartolomew W.H., Karow Е.О., Sfat M.R., Wilhelm R.H. Oxygen transfer and agitation in submerged fermentation. Ind. Eng. Chem. - №42. - 1950. - p. 1801.

135. Chuo J.H., Batchippe J.S. Trans. Just. Eng. Aust. - 7. - № 1. -1971 - p. 6-10.

136. Draft propasal for an ISO standart measurement of fluid in closed conduits by the velocity area method using Pilot tubes. ISO/ТС 30/SC3 (Seer. 23), 69E, July, 1973.- 52 p.

137. Hikita H., Asai S., Kagaku Kogaku. - v. 27. - № 11. -1963. - p. 823-830.

138. Inel. aucl Eng. Chem. - 5. - № 2. - 1968. - p. 184-188.

139. Inf. Chim. -№ 96. - 1971. - p. 137-144.

140. Kenneth J. Chem. Eng. - №25. -1968. - p.54-58.

141. King C.J. AIChE Journ. - v. 10. - № 5. - 1964. - p. 671-677.

142. Sasvan J. Mag. Kem. Japia. - 27. - № 11. - 1972. - p. 571-581.

143. Shan Y.T., Kelkar B.G., Deckwer W.D. Design parameters estimation for bubble column reactors. A.I.Ch.E.Journal. - v.28. - № 3. -1968. - p. 353-379.

144. Sherman, Quimby, Sutherland. J.Chem.Phys. - № 4. - 1936. - p. 732.

145. Stauffer ethylene dichloride process wins Kirnpatrick Achievement award, a.j.m. Process Economics International. - т. 5. - №1. - 1984. - с. 44.

Приложение 1 Расчет потерь давления на тарелках.

1. Потери давления при прохождении газожидкостного потока через тарелки до реконструкции:

АРТ = 5 х АР = 5 х & Ч2х^ = 5х^х110°х0Л2=8418Па

2. Потери давления при прохождении газожидкостного потока через тарелки после реконструкции.

С целью снижения потерь давления в циркуляционном контуре число тарелок снижено с пяти до четырех. В связи с тем, что количество паров в зоне кипения по мере подъема увеличивается, свободное сечение тарелки выбиралось в соответствии с ее положением в зоне кипения: чем выше тарелка, тем больше ее свободное сечение (см. табл. 7.1).

Потери на нижней тарелке:

др __45,6 1100x0,1' _512П

^ (1-Пд,)'Х 2 ~ (1-0,3)= 2 -512Ш

Потери на второй тарелке:

£ рхГ,2 32,9 1100 х ОД2

АРЪ = х^--^ = -:-^х-:—-— = 369 Па

(1-^пат) 2 (1 - 0,3)2 2

Потери на третьей тарелке:

2 п« ИЛА., А 12

О-^пат) 2 (1-0,3/ 2

Потери на четвертой тарелке:

АР- & 7Д Х1Ю0Х0Д2= Па

(1-^пАт) 2 (1 - 0,3)2 2

Суммарные потери:

ДР = ]Гд/> =512 + 369 + 137 + 79,7 = 1097,7 Па

Таким образом, потери давления на тарелках были снижены в 7,7раза.

Приложение 2 Расчет расхода циркулирующей среды.

Приведенная скорость жидкой фазы в циркуляционной трубе и в межтрубном пространстве после снижения сопротивления тарелок и увеличения диаметра циркуляционной трубы определяется методом последовательных приближений по основному уравнению циркуляционного контура:

Нт*(рм-ра)х<рвх8 =

УРМХ^М |

е ' , е 11 , 1

ат

рт х Шг'

(1)

После подстановки значений уравнение (1) принимает вид:

45,6 + 32,9 + 12,2 + 7,1

9,5 х (1100 - 2,5) х 0,408 х 9,81 =

+ 0,23 + 0,25 +1,2 + 0,02 х ^ (1-0,40б)2 3,1

1100хЖ

м

+

0,3 + 0,95+ 0,013 X — 0,66

1100 х Ж'

Ориентировочные расчеты по основному уравнению циркуляционного контура показывают, что при уровне жидкости в реакторе 9,83м расход цирку-

3 3

лирующей жидкости увеличился с 340-360м /ч до 500-550м /ч.