Оптимизация технологии синтеза гидроксиламинсульфата в производстве капролактама

• Автор: Мукалин, Кирилл Валериевич
• Шифр специальности: 05.17.01
• Научная степень: Кандидатская
• Год защиты: 2010
• Место защиты: Тольятти
• Количество страниц: 123 с. : ил.

Оглавление

Введение
1. Литературный обзор «Методы синтеза Г АС и принципы оптимизации трехфазных процессов»
1.1. Описание технологической схемы производства ГАС
1.2. Анализ реакторов смешения с участием трех фаз
1.2.1 Г идродинамика
1.2.2 Массопередача и область протекания реакции
1.2.3 Кинетика
1.2.4 Конструкция трехфазного реактора и классификация
1.3. Математическое моделирование трехфазных систем
1.4. Выводы
2. Оптимизация процесса синтеза Г АС
2.1. Кинетическое описание процесса синтеза Г АС
2.2. Влияние гидродинамики на массопередачу
2.3. Реактор синтеза Г АС
2.4. Оптимизация технологического процесса
2.5. Параметры технологического процесса
2.6. Технологический регламент процесса
Заключение
Список литературы
Приложения
Введение
Гидроксиламинсульфат (ГАС) — ключевой продукт для синтеза капролактама по окислительной и фенольной схемам. Несмотря на многостадийность и гибкость технологи синтеза капролактама установка получения ГАС жестко лимитирует увеличение выпуска конечного продукта. Наращивание мощности по ГАС сопряжено со значительными капитальными затратами и ограниченными возможностями модернизации технологической схемы. Дальнейшее развитие и совершенствование технологий неразрывно связано с востребованностью капролактама на рынке химических продуктов.
Около 98 % произведенного капролактама перерабатывается в полиамид, из которого 72 % далее направляется на получение технического волокна, 28 % — на конструкционные пластмассы и полиамидные пленки. В период 1998 -2003 гг. рост составил менее 1 % в год, что обусловлено значительным превышением производственных мощностей над потреблением. В условиях роста мировой экономики в 2003 г. ситуация резко изменилась. За счет стран Юго-Восточной Азии, в 2004 году мировое потребление составило 3,8 млн. тонн. Основной объем производства приходится на страны Европы — 42 % и Азии — 32 % (табл. 1). Мировые мощности по производству капролактама в 2005 году составили 4,2 млн. тонн [30].
Приведенные данные свидетельствуют о необходимости существенного увеличения производства ГАС, расходный коэффициент которого на 1 т капролактама составляет 0,82 т.
Суммарные годовые мощности по производству капролактама в СНГ на начало 2005 года составляли 466 тыс. тонн (табл. 2). В период 1998 - 2005 гг. среднегодовой рост производства капролактама в странах СНГ составил 12,5 %. В дальнейшем прогнозируется среднегодовой рост производства на уровне 2,9 %. К 2010 г. ожидаемое увеличение объема выпуска капролактама в СНГ составит 550 тыс. тонн. В настоящее время наращивание объемов производства осуществляется, главным образом, за счет использования «запаса прочности», что неминуемо ведет к значительному перерасходу сырья и энергоносителей, а

также является основной причиной быстрого износа оборудования и возникновения аварийных ситуаций. Дальнейшее следование данному пути развития при постоянном росте стоимости сырья и энергоносителей, в конечном итоге, сделает производство капролактама убыточным.
Таблица
Основные мировые производители капролактама
Компания Объем выпуска, тыс. тонн в год
2005 г. 2010 г. (капролактам / ГАС)
BASF 720, в т.ч. Германия (170), Бельгия (280). США (270) 720/590
DSM 520, в т.ч. Голландия (250), США (200), Китай (70) 590/485
UBE 360, в т.ч. Япония (170), Испания (90), Таиланд (100) 360/295
Honey~well 360 (США) 360/295
CAPRO 260 (Корея) 260/215
CPDC 230 (Тайвань) 280/230
Sumitomo 160 (Япония) 385/315
BAYER 150 (Бельгия) 150/125
КуйбышевАзот 135 (Россия) 190/155
Г родноАзот 120 (Беларусь) 120/100
Таблица
Производители капролактама (ГАС) в СНГ
Производитель Мощность, тыс. тонн в год (капролактам / ГАС)
1990 2004 2010
«КуйбышевАзот» (Россия) 60/49 135/111 190/156
«ЩекиноАзот» (Россия) 51/42 51/42 70/57
«КемеровоАзот» (Россия) 125/103 110/90 110/90
«ГродноАзот» (Беларусь) 122/100 120/98 120/98
«ЧеркассыАзот» (Украина) 50/41 50/41 60/49
«Северодонецк» (Украина) 25/21
«Чирчик» (Узбекистан) 80/66
«РуставиАзот» (Грузия) 51 /42
Всего 539/442 466/382 550/451
В связи с незначительным объемом инвестиций в строительство новых производств, ввиду высокой стоимости капитальных вложений, реконструкция

числе параметров, определяющих течение процессов. Уменьшение числа возможных направлений процесса достигается изучением с помощью его модели — упрощенной системы, отражающей отдельные характеристики рассматриваемого процесса.
Принято различать два вида моделирования: физическое и
математическое. При физическом моделировании процесс изучают на нем самом, воспроизводя его в разных масштабах и анализируя влияния физических особенностей и линейных размеров (принцип подобия). Для простых систем принцип подобия оправдывает себя. Однако в случае сложных систем и процессов, описываемых сложной системой уравнений, в частности многофазные системы, осложненные химическими реакциями, использование физического подобия затруднительно. Поэтому основным методом расчета сложных процессов стал метод математического моделирования. Далее приведены работы посвященные моделированию трехфазных реакторов.
В работах [11, 12] проведено исследование процесса массопереноса при синтезе метанола в трехфазном реакторе с суспендированным катализатором и предложена методика нахождения оптимальных параметров процесса синтеза метанола. Проведено математическое моделирование процесса синтеза метанола в трехфазном реакторе с суспендированным катализатором и получено удовлетворительное совпадение расчетных и экспериментальных зависимостей.
В работе [103] приведены результаты моделирования реактора с трехфазным слоем. Моделирование основано на независимом экспериментальном изучении эффективности контактирования в системе газ -жидкость — твердое тело, оценки констант скоростей реакции и факторов эффективности для полностью смоченного катализатора. Результаты моделирования даны применительно к процессу гидрогенизации а-метил стирол а в различных органических растворителях. Кинетические эксперименты проведены в полупериодическом суспензионном реакторе с перемешиванием. Установлен нулевой порядок реакции по а-метилстиролу и