Разработка технологического процесса для разделения углеводородной смеси заданного состава

Размещено на http://www.allbest.ru/

Дисциплина:

"Основы проектирования и оборудование предприятий органического синтеза"

Тема: Разработка технологического процесса для разделения углеводородной смеси заданного состава

Исходные данные

1. Состав углеводородной смеси

Таблица 2. 1

№ п/п	НАИМЕНОВАНИЕ	% вес.	кг/час	кМ/час	% мол
1.	Н2	2,8	920,19
2.	СН4	4,2	1380,28
3.	С2 Н4	50,0	16431,92
4.	С2 Н6	15,4	5061,03
5.	С3 Н6	21,8	7164,32
6.	С3 Н8	1,3	427,23
7.	н-С4 Н10	4,2	1380,28
8.	С5 на н-пентан	0,3	98,59
ИТОГО	100,0	32863,85

3. Годовая производительность, тн - 280000

4. Число часов непрерывной работы в году - 8520

5. Начальное давление, ати - 37

6. Начальная температура, ⁰С: - 14

6. Хладагенты:

оборотная вода с начальной температурой, ^оС……...…….25

жидкий пропилен, параметр, ^оС …………………………...…...6

жидкий пропилен, параметр, ^оС ……………………………..(-18)

жидкий пропилен, параметр, ^оС ……………………………..(-37)

жидкий этилен, параметр, ^оС ………………………….……..(-56)

жидкий этилен, параметр, ^оС ……………………….………..(-99)

Содержание

Введение

1. Разработка и обоснование номенклатуры готовой продукции

2. Разработка и обоснование структурной схемы процесса

3. Структурная схема процесса

4. Разработка и обоснование технологической схемы

5. Принципиальная технологическая схема основных материальных потоков

6. Расчет материального баланса

6.1 Расчет производительности

6.2 Расчет таблиц материальных графов "Количество и состав"

6.3 Сводный баланс установки

7. Библиографический список

Введение

Химия заняла передовые позиции в современной мировой индустрии и определяет технический прогресс во многих отраслях современной мировой экономики.

Россия производит около 2 % мировой химической продукции. Потребители нашей продукции - весь мир, включая США, чья химическая отрасль примерно в десять раз больше российской. В структуре российского ВВП на химию и нефтехимию приходится около 2,7 %, порядка $11-12 млрд. В отрасли работают 800 тыс. человек, около 3 тысяч компаний, более 200 крупных предприятий. При этом средняя рентабельность российских химкомбинатов не превышает 7-8%. Внешних инвестиций в Химию практически не делается: окупаемость крупного химического проекта 13-26 лет. В западных обзорах середины 1990-х говорилось, что к 2001 году Россия практически потеряет свою химическую промышленность. Однако, по подсчетам экспертов, именно в 2001 году в отрасли был зафиксирован рост на 6,1%. После десяти лет распада химия входит в пятерку наиболее инвестиционно привлекательных отраслей российской экономики [1].

Химическая промышленность вырабатывает десятки миллионов тонн различных продуктов и материалов, для чего требуется большое количество доступного и дешевого сырья. Поэтому быстро развиваются производства химических продуктов из нефти и газа, т.е. нефтехимические производства, являющиеся наиболее производительными и экономически выгодными [6].

Ни один из процессов деструктивной переработки нефтяного сырья и пиролиза не протекает без образования газа. Выход и качество газов, получаемых в различных процессах, значительно различаются по углеводородному составу.

На современном заводе, располагающем комплексом разнообразных процессов, углеводородные газы со всех установок направляются на разделение углеводородной смеси для выделения отдельных компонентов.

Промышленные схемы разделения на компоненты включают в себя комбинированные процессы разделения газов - конденсацию, ректификацию, абсорбцию и десорбцию или сочетание этих процессов.

Сжиженные углеводородные газы, являются одним из основных видов сырья для различных процессов нефтепереработки и нефтехимии. Разделение газовых потоков имеет свои особенности.

Краткая характеристика способов разделения углеводородных смесей

Основным фактором, влияющим на полноту разделения компонентов и чистоту получаемых продуктов, а также на энергозатраты и эксплуатационные расходы, связанные с разделением, является различие в температурах кипения (упругости паров) разделяемых компонентов. Чем ближе температуры кипения компонентов, тем труднее эти компоненты разделяются при ректификации. Для того чтобы достигнуть хорошего разделения нужны колонны с большим числом тарелок; при этом процесс следует вести с большой кратностью орошения [3].

Абсорбция. Это процесс поглощения газа или пара жидким поглотителем (абсорбентом). Обратный процесс - выделение поглощённого газа из поглотителя - называется десорбцией. В промышленности абсорбция с последующей десорбцией широко применяется для выделения из газовых смесей ценных компонентов (например, для извлечения из коксового газа бензола), для очистки технологических и горючих газов от вредных примесей (например, при очистке их от сероводорода), для санитарной очистки газов и т. д. В некоторых случаях десорбцию не проводят, если извлекаемый компонент и поглотитель являются дешёвыми или отбросными продуктами или, если в результате абсорбции получается готовый продукт [2].

Конденсация. При переработке газового сырья используют метод парциальной конденсации, который основан на различной способности углеводородов к конденсации, то есть переходу из газообразного в жидкое состояние. Из много компонентной смеси в первую очередь конденсируются высококипящие углеводороды. Конденсационным разделением может быть решён ряд технологических задач, в том числе частичная конденсация газовой смеси с последующим выделением из неё тяжёлых углеводородов С₅ - С₆ и выше, полная конденсация углеводородной части газовой смеси для извлечения азотно-гелиевого концентрата.

Конденсация многокомпонентных смесей может быть осуществлена подбором соответствующих температуры и давления. Процесс проводят в сепараторах. Газ вначале осушают для предотвращения образования гидратов при низких температурах и освобождают от примесей двуокиси углерода и сероводорода, затем сжимают и дросселируют в сепаратор. Здесь при снижении давления температура газа понижается и выделяется конденсат. Если газ обогащён компонентами С₅ и выше, его конденсацию ведут при невысоком давлении и умеренных температурах. При небольшом содержании высококипящих углеводородов смесь разделяют методом низкотемпературной конденсации при 4,0 - 4,5 МПа, и температуре -70 °C и ниже. Газовый конденсат направляется далее на разделение [5].

Ректификация. Для разделения смеси жидкостей обычно прибегают к перегонке. Разделение путём перегонки основано на различной температуре кипения отдельных веществ, входящих в состав смеси. Так, если смесь состоит из двух компонентов, то при испарении компонент с более низкой температурой кипения (низкокипящий компонент, НК) переходит в пары, а компонент с более высокой температурой кипения (высококипящий компонент, ВК) остаётся в жидком состоянии. Полученные пары конденсируются, образуя так называемый дистиллят; неиспарённая жидкость называется остатком. Таким образом, в результате перегонки НК переходит в дистиллят, а ВК - в остаток.

Описанный процесс, называемый простой перегонкой, не даёт, однако, возможности произвести полное разделение компонентов смеси и получить их в чистом виде. Оба компонента являются летучими и потому оба переходят в пары, хотя и в различной степени. Поэтому образующиеся при перегонке пары не представляют собой чистого НК. Поскольку он вследствие большей летучести испаряется в большей степени, чем ВК, то пары обогащены НК по сравнению с содержанием его в исходной смеси. Таким образом, в дистилляте содержание НК выше, чем в исходной смеси, а в остатке, наоборот, содержание НК ниже, чем в исходной смеси.

Для достижения наиболее полного разделения компонентов применяют более сложный вид перегонки - ректификацию. Ректификация заключается в противоточном взаимодействии паров, образующихся при перегонке, с жидкостью, получающейся при конденсации паров.

Представим себе аппарат, в котором снизу вверх движутся пары, а сверху (навстречу парам) подаётся жидкость, представляющая собой почти чистый НК. При соприкосновении поднимающихся паров со стекающей жидкостью происходит частичная конденсация паров и частичное испарение жидкости. При этом из паров конденсируется преимущественно ВК, а из жидкости испаряется преимущественно НК. Таким образом, стекающая жидкость обогащается ВК, а поднимающиеся пары обогащаются НК. В результате чего выходящие из аппарата пары представляют собой почти чистый НК. Эти пары поступают в конденсатор (дефлегматор), где и конденсируются. Часть конденсата, возвращаемая на орошение аппарата, называется флегмой, другая часть - отводится в качестве дистиллята.

В настоящее время перегонка и ректификация широко распространены в химической технологии и применяются для получения разнообразных продуктов в чистом виде, а также для разделения газовых смесей после их сжижения (разделение углеводородных газов) [2].

Низкотемпературная ректификация используется для разделения газов, широких по фракционному составу и содержащих лёгкие компоненты: метан, азот, водород, этан и этилен. Она заключается в конденсации газов и последующей ректификации полученного конденсата.

Конденсация сопровождается выделением тепла, которое отводят обычно путём искусственного охлаждения. В промышленных установках для охлаждения газов используют дросселирование сжатого газа (эффект Джоуля - Томсона); адиабатическое и политропное расширение газа с совершением внешней работы в специальных аппаратах - детандерах; применяют также различные хладагенты.

Для снижения энергетических затрат в холодильном цикле стремятся провести конденсацию при возможно более высокой температуре, чему способствует повышение давления. Практически давление повышают до 3 - 4 МПа. Достижение более высоких давлений связано с трудностями компримирования и становится невозможным при температурах выше критических для данного давления, при которых вещество не переходит из газообразного в жидкое состояние.

Ввиду того, что температуры кипения углеводородов С₁ - С₆ весьма различны, для экономии холода конденсацию проводят в несколько ступеней. Вначале конденсируются углеводороды С₃ и выше при температурах от -30 до -40 °C и давления до 3 МПа. Выделившийся газ подвергают глубокому охлаждению до температур ниже -70°C для конденсации этана и этилена. Остаточный газ состоит в основном из метана, водорода, азота и гелия. Полученные конденсаты раздельно направляют на ректификацию [5].

Чёткая ректификация предназначена для разделения близкокипящих углеводородов с целью получения индивидуальных компонентов, со степенью чистоты 95 % и выше (до 99,99 %). В зависимости от темпе6ратуры и давления изменяется относительная летучесть компонентов смеси: она уменьшается при повышении общего давления и увеличении температуры. Поэтому для лучшего разделения необходимо понижать давление и температуру, но целесообразность этих мер зависит от экономических показателей процесса. При глубоком вакууме и низких температурах легко разделяются углеводороды С₁ - С₅, однако это экономически рационально лишь для выделения микроколичеств углеводородов.

В промышленности для разделения близкокипящих компонентов газов используют аппараты с большим числом контактных устройств и высокой кратностью орошения. Такой метод и называют чёткой ректификацией. По мере уменьшения относительной летучести разделяемых компонентов (особенно при малых её значениях, когда б = 1,05-1,30) число теоретических тарелок для достижения определённой степени разделения увеличивается. Например, при б = 1,05 требуется примерно вдвое больше теоретических тарелок, чем при б = 1,10.

При повышенном требовании к чистоте продуктов число необходимых тарелок тоже растёт. Так, при повышении степени чистоты отбираемого продукта с 90 до 99 мол. % число теоретических тарелок возрастает в два раза. Колонны для выделения этилена имеют более 100 тарелок при кратности орошения ? 10, а для выделения пропилена 120-150 тарелок при кратности орошения 18 - 25.

Ректификация, абсорбция, конденсация являются типовыми процессами, на которых основываются способы разделения природных газов.

В настоящее время в промышленности применяются следующие способы разделения природных газов:

1) компрессионный,

2) абсорбционный,

3) адсорбционный,

4) низкотемпературной ректификации,

5) комбинированные методы:

а) абсорбционно-ректификационный,

б) конденсационно-ректификационный [3].

1. Компрессионный способ применяется в сочетании с другими способами. Самостоятельное значение он имеет лишь для газобензиновых заводов, на которых из попутного газа компримированием и охлаждением выделяют конденсат (сырой газовый бензин).

Недостатком компрессионного способа является то, что в большинстве случаев он применяется в сочетании с другими способами, самостоятельно практически не используется [3].

2. Абсорбционный способ широко применяется для извлечения бензина и сжижения газов из природных и попутных газов. При этом методе газы орошают абсорбентом (соляровые, керосиновые и лигроиновые дистилляты), который извлекает из них тяжёлые углеводороды. Последние отгоняются в десорбере.

Углеводороды разделяют двумя путями: либо последовательно, по мере уменьшения их летучести, либо выделяют смесь углеводородов и в дальнейшем фракционируют их в отдельных колоннах. Глубина извлечения углеводородов возрастает с увеличением давления. Одновременно увеличивается в абсорбенте и содержание несконденсированных углеводородов - метана и этана, что вызывает затруднения при регенерации растворителя.

Недостатком абсорбционного способа является высокое содержание в абсорбенте несконденсированных углеводородов - метана и этана, что вызывает затруднения при регенерации растворителя [3].

3. Адсорбционный способ применяется для разделения природных и попутных газов, а также нефтезаводских газов. Метод основан на различной поглощаемости углеводородов твёрдыми поверхностями. Преимущества адсорбции заключаются в высокой степени извлечения отдельных компонентов из тощего сырья. В качестве адсорбента чаще всего применяется активированный уголь, обладающий высокой способностью к поглощению лёгких углеводородов.

Недостатком адсорбционного способа является то, что он применим для разделения малокомпонентных смесей и в случае многокомпонентной смеси будет невысокая степень извлечения отдельных компонентов [3].

4. Способ низкотемпературной ректификации позволяет получать этилен 99,9 %-ной чистоты. Для получения низких температур в промышленности используют эффект дросселирования, основанный на свойстве большинства газов сильно охлаждаться при резком снижении давления. Во многих отраслях промышленности широко используют аммиачное охлаждение, на нефтеперерабатывающем заводе оно применяется редко, т. к. в наличии имеется доступный и дешёвый пропан.

Недостатком способа низкотемпературной ректификации является то, что он применим в основном для перегонки жидких углеводородных смесей, и при разделении многокомпонентной газо-жидкостной смеси лучше всего использовать этот способ в сочетании с другим, то есть наиболее выгодным будет являться комбинированный способ.

5. Комбинированные способы.

а) абсорбционно-ректификационный способ. Для разделения используют непрерывно действующие адсорберы с движущимся сверху вниз слоем активированного угля. Для десорбции углеводородов обрабатывают уголь водяным паром и затем осушают горячим газом. Высшие парафины поглощаются углем в первую очередь, что позволяет выделить фракции углеводородов С₅, С₄, С₃ и даже С₂. Из - за больших капитальных вложений и трудностей при транспортировании адсорбента и обслуживании этот метод широко не распространился, но он считается наиболее эффективным для разделения газов с низким содержанием углеводородов С₃ - С₅ .[3]

б) конденсационно-ректификационный способ. Сущность заключается в охлаждении газа под давлением. Тяжёлые углеводороды С2 и выше конденсируются, а метан и водород остаются в газовой фазе. Этот способ отличается от абсорбционно-конденсационного способом перевода углеводородов в жидкую фазу - при абсорбции это достигается поглощением их жидкими растворителями, при конденсационном методе - охлаждением. Основной аппарат - конденсационно-ректификационная колонна. При этом методе требуется более глубокое охлаждение - применение этанового, а иногда и метанового цикла.[3]

Сравнивая комбинированные способы разделения газов по экономическим показателям, следует отметить, что для осуществления способа абсорбции с низкотемпературной ректификацией требуется больше пара, чем для осуществления способа низкотемпературной конденсации и ректификации. Однако в последнем случае требуется более сложная теплообменная аппаратура и более сложная схема утилизации тепла и холода. Эксплуатационные и капитальные затраты примерно одинаковы [3].

Выбор и обоснование технологии проектируемого процесса

В качестве основного способа для разделения газожидкостной смеси я буду использовать комбинированную конденсационно-ректификационную схему. Комбинированные способы имеют преимущество перед отдельными способами в том, что они могут использовать последовательно два способа, что значительно облегчает перегонку газожидкостных смесей.

Для осуществления конденсационно-ректификационного способа требуется меньше затрат пара, чем для осуществления абсорбционно-ректификационного способа, он является экономически более выгодным. Кроме того, применение этого способа позволит нам использовать получаемые углеводороды сначала как хладагенты, а затем вывести их из системы с целью дальнейшей переработки и использования в промышленности [1,2,3].

1. Разработка и обоснование номенклатуры готовой продукции

При разделении углеводородного сырья заданного состава можно получить следующие фракции:

§ метано-водородную,

§ этан-этиленовую,

§ пропан-пропиленовую,

§ бутановую,

Так как в последние годы возросли потребности в этилене, на газофракционирующих установках стали вырабатывать этановую фракцию - сырьё для пиролиза.

Для нефтехимических синтезов обычно необходимы индивидуальные углеводороды, поэтому дополнительно разделяют этан-этиленовую фракцию на этановую и этиленовую, а пропан-пропиленовую - на пропановую и пропиленовую [5].

Состав углеводородных фракций:

1) Метано-водородная фракция:

присутствие этилена не превышает 0,5 % вес. [5, 9].

Метано-водородная фракция используется в качестве топлива [5].

2) Этан-этиленовая фракция:

пропилена не более 0,1 % вес.[5, 9].

ЭЭФ целесообразно разделить на индивидуальные компоненты:

а) Этилен, который будет использован в качестве сырья для производства полиэтилена и должен содержать этана не более 0,1 % весовых [6];

б) Этановую фракцию, которая в процессе пиролиза будет переработана в этилен. При пиролизе содержание основного вещества должно быть около 95 % по массе, содержание пропилена не должно превышать 1 % по массе [6].

3) Пропан-пропиленовая фракция (ППФ):

бутана не более 0,1 % вес. [5, 9].

ППФ целесообразно разделить на индивидуальные компоненты:

а) Пропилен, который будет использован в качестве сырья для синтеза изопропилбензола, на основе которого получают фенол и ацетон. Выработка изопропилбензола возрастает из года в год и будет расти и дальше, так как на его основе получают самый дешёвый фенол, потребности в котором очень велики [3]. Пропилен должен содержать пропана не более 0,1 % весовых [6].

б) Пропановую фракцию, которая в процессе пиролиза будет переработана в пропилен. При пиролизе содержание основного вещества должно быть около 96 % по массе, содержание бутана не должно превышать 1 % по массе [6].

4) Фракция ?С₄:, где примесь пентана составит около 6 % вес [5, 9].

Производство мономеров для нефтехимического синтеза базируется на газовом сырье, в котором содержится 93-96% основного компонента. Из бутановой фракции, содержащей 93-96% н-С₄Н₁₀ получают бутадиен [5].

2. Разработка и обоснование структурной схемы процесса

углеводородный газовой смесь деметанизация

Схема разделения углеводородной газовой смеси состоит из следующих блоков:

подготовка сырья, включающая охлаждение газовой смеси; выделение необходимых компонентов (процесс ректификации).

Исходная смесь уже имеет высокое давление, поэтому её не стоит более сжимать.

Охлаждение газа.

Назначение: создание низкой температуры, необходимой для выделения МВФ.

Для охлаждения газовой смеси используется внешний холодильный цикл (охлаждают хладагентом, который циркулирует в замкнутом цикле, не смешиваясь с разделяемой газовой смесью). Такие системы удобнее в эксплуатации. Во внешних холодильных циклах используют хладагенты, которые должны иметь:

§ высокую критическую температуру, обеспечивающую конденсацию паров хладагента водой или воздухом при умеренных давлении и температуре;

§ большую теплоту испарения для снижения расходы хладагента;

§ невысокую стоимость, быть доступными, неагрессивными и нетоксичными.

В качестве хладагента чаще всего применяют углеводородные компоненты, полученные на ГФУ: метан, этан, этилен, пропан и пропилен,

Для получения температур от (-50) до (-100)°С используют этилен; пропан применяют для охлаждения до (-35)°С и выше, пропилен от (-45)°С и выше. При низкотемпературном разделении углеводородных газовых смесей обычно используют ступенчатое охлаждение потоков.

Предварительное охлаждение углеводородных смесей сопровождается значительным температурным перепадом (до 5070°С). При большой разности температур на входе и выходе технологического потока охлаждение газов хладагентом, кипящим при постоянной температуре, ведет к повышенному в 2-3 раза расходу энергии.

Поэтому значительно экономичнее каскадное, многоступенчатое охлаждение/

Вначале газовую смесь охлаждают до 2536 °С оборотной водой, затем в зависимости от необходимой температуры используют одно- или многоступенчатое охлаждение хладагентами.

При прохождении через холодильник существует небольшая потеря давления ? 0,3 ати [5].

Таким образом, на стадию охлаждения подан материальный поток, мат.граф, с параметрами: Р = 42,4 ати; t = 16 °C.

А со стадии охлаждения отправляется ПЖС с параметрами: Р = 41 ати; t = (-50)°C на стадию деметанизации, для выделения метано-водородной фракции.

Деметанизация.

Назначение: выделение метановодородной фракции из углеводородной смеси, МВФ будет отправлена в топливную сеть.

Для того чтобы выделить метано-водородную фракцию из углеводородной смеси путём ректификации необходимо использовать в качестве хладагента жидкий этилен с параметром -99 °C, так как критическая температура метана -82,4 °C [4].

Таким образом, на стадию деметанизации подан материальный поток с параметрами: Р = 41 ати; t = (-50) °C.

А со стадии деметанизации отправляется два потока:

а) МВФ с параметрами: Р = 8 ати; t = (-105) °C, направляется сначала на теплообмен, затем в топливную сеть.

б) Углеводородная смесь, содержащая углеводороды С₂ и выше, с параметрами: Р = 32 ати, t = 50 °C,[7] направляется на стадию деэтанизации для выделения этан-этиленовой фракции.

Деэтанизация

Назначение: Выделение этан-этиленовой фракции из углеводородной смеси, которая будет разделена на этановую и этиленовую фракцию.

Для того чтобы выделить этан-этиленовую фракцию необходимо использовать в качестве хладагента жидкий пропилен с параметром (-18)°C, так как критическая температура этилена 9,36 °C, а этана 32,45 °С [4].

Таким образом, на стадию деэтанизации подан материальный поток с параметрами: Р = 32 ати; t = 50 °C [7].

А со стадии деэтанизации отправляется два потока:

а) ЭЭФ с параметрами: Р = 31,5 ати; t = (-8) °C, направляется для разделения на этиленовую фракцию и этановую фракцию.

б) Углеводородная смесь, содержащая углеводороды С₃ и выше, с параметрами: Р = 32 ати, t = 63°C [7] направляется на стадию депропанизации для выделения пропан-пропиленовой фракции.

Депропанизация

Назначение: Выделение пропан-пропиленовой фракции из углеводородной смеси, которая будет разделена на пропановую и пропиленовую фракцию.

Для того чтобы выделить пропан-пропиленовую фракцию - необходимо использовать в качестве хладагента оборотную воду из системы с параметром 25 °C, так как критическая температура пропилена 92 °C, а пропана 96,82 °С [4].

Таким образом на стадию депропанизации подан материальный поток с параметрами: Р = 25 ати; t = 63 °C [7].

А со стадии депропанизации отправляется два потока:

а) ППФ с параметрами: Р = 24,5 ати; t = 35 °C, направляется для разделения на пропиленовую фракцию и пропановую фракцию.

б) Углеводородная смесь, содержащая углеводороды С₄ и выше, с параметрами: Р = 25 ати, t = 70 °C направляется на стадию дебутанизации для выделения бутановой фракции [7].

Дебутанизация

Назначение: Выделение бутановой фракции, состоящей из н-бутана, из углеводородной смеси.

Для того чтобы выделить бутановую фракцию - необходимо использовать в качестве хладагента оборотную воду из системы с параметром 25 °C, так как критическая температура н-бутана 152,16 °C [4].

Таким образом на стадию дебутанизации подан материальный поток с параметрами: Р = 16 ати; t = 70 °C [7].

А со стадии дебутанизации отправляется два потока:

а) бутановая фракция с параметрами: Р = 15,5 ати; t = 38 °C, направляется для производства бутадиена.

б) пентановая фракция с параметрами: Р = 8,5 ати; t = 35 °C, направляется для использования в качестве растворителя.

3. Структурная схема процесса

Где цифрами обозначены материальные графы и их параметры:

1 - Исходное сырьё, поданное на стадию предварительного охлаждения с температурой +18 °C, давлением 37 ати;

2 - Углеводородная смесь после предварительного охлаждения, подаваемая на стадию деметанизации с температурой (-30)°C, давлением 36,1 ати;

3 - Метановодородная фракция (МВФ) с параметрами: Р = 8 ати; t = -105 °C;

4 - Углеводородная смесь после деметанизации с температурой 50 °C, давлением 34 ати [7]

5 - Этан-этиленовая фракция с температурой (-8)°C; давлением 33,5 ати [7];

6 - Этиленовая фракция направляемая для производства полиэтилена (процесс полимеризации) с температурой (-10) °C и давлением 32 ати [8].

7 - Этановая фракция направляемая для производства этилена (процесс пиролиза) с температурой 30 °C и давлением 31,5 ати [8].

8 - Углеводородная смесь после деэтанизации с температурой 63 °C, давление 30 ати [7];

9 - Пропан-пропиленовая фракция с температурой +35 °C, давлением 27,5 ати [7];

10 - Пропиленовая фракция направляемая в качестве сырья для синтеза изопропилбензола (процесс полимеризации) с температурой 30 °C и давлением 27ати [8].

11 - Пропановая фракция направляемая для производства пропилена (процесс пиролиза) с температурой 70 °C и давлением 26,5 ати [8].

12 - Бутановая фракция с температурой 38 °C, давлением 20,5 ати [7];

4. Разработка и обоснование технологической схемы

1. Первая стадия технологической схемы - предварительное охлаждение. Углеводородная смесь охлаждается до (-50 °C).

Материальный поток 1 после с температурой 14 °C и давлением 37 ати подаётся на стадию предварительного охлаждения. При охлаждении будут использованы хладагенты: жидкий пропилен с температурой (-18) °C, жидкий пропилен с температурой (-37) °C и жидкий этилен с температурой (-56) °C. После прохождения холодильника Т1 смесь охладится до температуры (-12) °C и будет иметь давление 36,7 ати (поток 2); после прохождения холодильника ХТ2 смесь охладится до температуры (-30) °C и будет иметь давление 36,4 ати (поток 3); после прохождения холодильника Т3 смесь охладится до температуры (-50) °C и будет иметь давление 36,1 ати (поток 4). Далее УВС подаётся на стадию деметанизации.

2. Вторая стадия технологической схемы - деметанизация - выделение из углеводородной смеси метано-водородной фракции.

Углеводородная смесь с температурой (-50) °C и давлением 36 ати направляется в ректификационную колонну деметанизации К1. В колонне деметанизации К1 происходит выделение метановодородной фракции, которая уходит с верха колонны и направляется в холодильник Т4 (используется жидкий этилен (-99) °C) для конденсации. После холодильника Т4 с температурой (-89) °C и давлением 40,4 ати МВФ направляется в сепаратор С1 для разделения, где с низа выходит жидкая МВФ и направляется в ректификационную колонну К1 в качестве флегмы для орошения, а с верха выходит газообразная МВФ, которая направляется через трубчатый теплообменник Т5 на дросселирование, чтобы снизить давление МВФ. После прохождения дросселирующего клапана Д1 МВФ с температурой (-120) °C и давлением 8 ати направляется в сепаратор С2 для разделения, жидкий поток идёт на орошение в колонну К1, а газовый поток выводится через трубчатый теплообменник в сеть (поток 8). С низа колонны деметанизации часть жидкости направляется в кипятильник Т6, а остальная жидкая углеводородная смесь направляется в ректификационную колонну К2 для разделения.

3. Третья стадия технологической схемы - деэтанизация - выделение из углеводородной смеси этан-этиленовой фракции.

Углеводородная смесь с температурой 50 °C и давлением 32 ати поступает в ректификационную колонну деэтанизации К2, где с верха газовая ЭЭФ направляется в холодильник Т6 (с параметром холода (-18) °C) для конденсации. Из холодильника T6 ЭЭФ с температурой (-8) °C и давлением 31,5 ати поступает в ёмкость для сбора флегмы Е1, откуда посредством насоса Н1 часть жидкости возвращается в колонну для орошения, а остальная ЭЭФ поступает на дальнейшее разделение в ректификационную колонну К3 (поток 12). С верха ректификационной колонны К3 газовая этиленовая фракция направляется в холодильник T9 (с параметром холода (-18) °C) для конденсации. Из холодильника T9 этиленовая фракция с температурой (-10) °C и давлением 31 ати поступает в ёмкость для сбора флегмы Е2, откуда посредством насоса Н2 часть жидкости возвращается в колонну К3 для орошения, а остальная этиленовая фракция поступает на производство полиэтилена (поток 16). С низа ректификационной колонны К3 часть жидкой этановой фракции направляется в теплообменник-подогреватель T10, где нагревается до 30 °C и возвращается в колонну К3 для дополнительного извлечения этиленовой фракции. Этановая фракция с низа колонны направляется на производство этилена (поток 17).

С низа ректификационной колонны К2 часть жидкой углеводородной смеси направляется в теплообменник-подогреватель T8, где нагревается до 63 °C и возвращается в колонну для дополнительного извлечения ЭЭФ. Жидкая углеводородная смесь с низа колонны направляется для выделения ППФ в колонну депропанизации.

4. Четвёртая стадия технологической схемы - депропанизация - выделение из углеводородной смеси пропан-пропиленовой фракции.

Углеводородная смесь с температурой 63 °C и давлением 25 ати поступает в ректификационную колонну депропанизации К4, где с верха газовая ППФ направляется в холодильник T11 (в качестве хладагента используется оборотная вода из системы с температурой 25 °C) для конденсации. Из холодильника T11 ППФ с температурой 35 °C и давлением 24,5 ати поток поступает в ёмкость для сбора флегмы Е3, откуда посредством насоса Н3 часть жидкости возвращается в колонну К4 для орошения, а остальная ППФ поступает на дальнейшее разделение в ректификационную колонну К5 (поток 19). С верха ректификационной колонны К5 газовая пропиленовая фракция направляется в холодильник T13 (с параметром холода 25 °C) для конденсации. Из холодильника T13 пропиленовая фракция с температурой 30 °C и давлением 24 ати поступает в ёмкость для сбора флегмы Е4, откуда посредством насоса Н4 часть жидкости возвращается в колонну К5 для орошения, а остальная пропиленовая фракция поступает на производство изопропилбензола (поток 22). С низа ректификационной колонны К5 часть жидкой пропановой фракции направляется в теплообменник-подогреватель T14, где нагревается до 70 °C и возвращается в колонну К5 для дополнительного извлечения пропиленовой фракции. Пропановая фракция с низа колонны направляется на производство пропилена (поток 23).

С низа ректификационной колонны К4 часть жидкой углеводородной смеси направляется в теплообменник-подогреватель Т11, где нагревается до 70 °C и возвращается в колонну для дополнительного извлечения ППФ а остальная бутановая фракция поступает на дальнейшую переработку (поток 20).



Где цифрами обозначены материальные потоки и их параметры:

1 - Исходное сырьё, поданное на стадию компримирования с температурой 14 °C, давлением 37 ати;

2 - ПЖС после прохождения холодильника T1, направляемая в холодильник T2, с температурой -10 °C, давлением 36.7 ати;

3 - ПЖС после прохождения холодильника T2, направляемая в холодильник T3, с температурой -30 °C, давлением 36.4 ати;

4 - ПЖС после прохождения холодильника T3, направляемая в направляемая в ректификационную колонну К1 для разделения, с температурой -50 °C, давлением 36.1 ати;

5 - ПЖС с верха колонны К1, направляемая в дефлегматор Т4 для конденсации , с температурой -80 °C, давлением 36.4 ати;

6 - Жидкость с сепаратора C1, направляемая в качестве флегмы в колонну К1 с температурой -85 °C, давлением 35.1 ати

7 - Газовая смесь с сепаратора С1, направляемая в трубчатый теплообменник Т5, с температурой -85 °C, давлением 36 ати;

8 - МВФ, выходящая из трубчатого теплообменника, направляемая сначала на теплообмен, затем в сеть с температурой (-100) °C, давлением 8 ати.

9 - Жидкость с сепаратора С2, напаравляемая в колонну К1 в качестве флегмы с температурой -120 °C, давлением 8 ати;

10 - Жидкость с низа колонны К1, направляемая в колонну К2 для дальнейшего разделения с температурой 30 °C, давлением 25,5 ати;

11 - ПЖС с верха колонны К2, направляемая в дефлегматор Т6 для конденсации с температурой 12 °C, давлением 24 ати;

12 - Выделенная ЭЭФ, направляемая в колонну выделения этилена для разделения ЭЭФ на этановую и этиленовую, с температурой 10 °C, давлением 31,5 ати;

13 - Газовая смесь после кипятильника Т8, направляемая в низ колонны К2 с температурой 64 °C, давлением 31,5 ати;

14 - Жидкая углеводородная смесь направляемая с низа ректификационной колонны К2 в колонну К4 с температурой 63 °C, давлением 32 ати;

15 - ПЖС с верха колонны К3 направляемая в дефлегматор Т9 для конденсации с температурой 30C, давлением 22ати;

16 - Выделенная этиленовая фракция, направляемая на производство полиэтилена, с температурой (-10) °C, давлением 31 ати;

17 - Выделенная этановая фракция, выходящая с низа ректификационной колонны К4, направляемая на производство этилена, с температурой 30 °C, давлением 31,5 ати;

18 - ПЖС с верха колонны К4 направляемая в дефлегматор Т11 для конденсации с температурой 20°C, давлением 30ати;

19 - Выделенная ППФ, направляемая в колонну выделения пропилена для разделения ППФ на пропановую и пропиленовую, с температурой 19 °C, давлением 29 ати;

20 - Выделенная бутановая фракция, направляемая на производство, с температурой 35 °C, давлением 25,5 ати;

21 - ПЖС с верха колонны К5 направляемая в дефлегматор Т13 для конденсации с температурой 40°C, давлением 24 ати;

22 - Выделенная пропиленовая фракция, направляемая на производство изопропилбензола, с температурой 30 °C, давлением 24 ати;

23 - Выделенная пропановая фракция, выходящая с низа ректификационной колонны К6, направляемая на производство пропилена, с температурой 70 °C, давлением 24,5 ати;

6. Расчет материального баланса

Исходные данные:

1. Состав углеводородной смеси

Таблица 1

№п/п	НАИМЕНОВАНИЕ	%вес.	кг/час	кМ/час	%мол
1.	Н2	2,8	920,19	456,44	31,11
2.	СН4	4,2	1380,28	86,04	5,86
3.	С2 Н4	50,0	16431,92	546,46	37,25
4.	С2 Н6	15,4	5061,03	180,40	12,30
5.	С3 Н6	21,8	7164,32	162,47	11,07
6.	С3 Н8	1,3	427,23	10,15	0,69
7.	н-С4 Н10	4,2	1380,28	23,75	1,62
8.	С5 на н-пентан	0,3	98,59	1,37	0,09
ИТОГО	100	32863,85	1467,07	100

2. Годовая производительность, тн - 280000

3. Число часов непрерывной работы в году - 8520

6.1 Расчёт производительности

6.2 Расчёт таблиц материальных графов "количество и состав".

Сырьё, поток №1

Для того чтобы рассчитать массовый расход каждого компонента в смеси, необходимо перевести мольный состав смеси в весовой.

Если известны мольные доли компонентов, пересчёт в массовые доли а_i проводят по формуле:

а_i = ;

где а_i - массовые доли компонентов,

x_i - мольные доли компонентов,

М_i - молекулярная масса компонента i,

Зная весовой состав смеси можно рассчитать расход каждого компонента смеси.

Результаты вычислений сводятся в таблицу 2:

Таблица №2 Количество и состав сырья

	%,вес	кг в час	М	кмоль в час	%, мол
Н2	2,8	920,19	2,01600	456,44	31,11
СН4	4,2	1380,28	16,04276	86,04	5,86
С2 Н4	50,0	16431,92	28,05376	546,46	37,25
С2 Н6	15,4	5061,03	30,06964	180,40	12,30
С3 Н6	21,8	7164,32	42,08064	162,47	11,07
С3 Н8	1,3	427,23	44,09652	10,15	0,69
н-С4 Н10	4,2	1380,28	58,1234	23,75	1,62
С5 на н-пентан	0,3	98,59	72,15028	1,37	0,09
Итого	100	32863,85	22,401	1467,07	100

Материальный баланс колонны деметанизации К1:

Расчет произведён в прикладной программе "MS Excel" по методике, описанной в [11].

Питанием колонны является поток 4

Таблица 3. Исходные данные

№ п/п	Наименование	Состав потока №4 % мол	Мол. масса Mi	Состав потока №4 в мас. долях	Количество в потоке №4
					Кг/час	Км/час
1	Н2	31,11	2,01600	0,028	920,19	456,44
2	СН4	5,86	16,04276	0,042	1380,28	86,04
3	С2 Н4	37,25	28,05376	0,5	16431,92	546,46
4	С2 Н6	12,30	30,06964	0,154	5061,03	180,40
5	С3 Н6	11,07	42,08064	0,218	7164,32	162,47
6	С3 Н8	0,69	44,09652	0,013	427,23	10,15
7	н-С4 Н10	1,62	58,1234	0,042	1380,28	23,75
8	С5 на н-пентан	0,09	72,15028	0,003	98,59	1,37
ИТОГО	100			32863,85	1467,07

Количество и состав дистиллята и остатка.

Расчёт производится на 1467,07 кмоль сырья. Составы изображены в мольных долях. Условно принимаем, что содержание СН₄ в остатке, а С₂Н₆ - С₅Н₁₀ в дистилляте равно нулю.

Т.е. х^"_R1= 0; y"_D(4ч8)= 0 (здесь и дальше х^" и y" - мольные доли компонентов соответственно в жидкости и парах, индекс R относится к остатку, индекс D - к дистилляту, индекс 1,2,3… - соответственно к метану, этану и т.д., индекс G - к сырью).

Запишем уравнение материального баланса для всей колонны по общему количеству молей потоков и по каждому компоненту:

G = D + R (1)

Gc'₁ = D_*y'_D1 + R_*x'_R1 (2)

Gc'₂ = D_*y'_D2 + R_*x'_R2 (3)

Gc'₃ = D_*y'_D3 + R_*x'_R3 (4)

Gc'₄ = D_*y'_D4 + R_*x'_R4 (5)

Gc'₅ = D_*y'_D5 + R_*x'_R5 (6)

Gc'₆ = D_*y'_D6 + R_*x'_R6 (7)

Gc'₇ = D_*y'_D7 + R_*x'_R7 (8)

Gc'₈ = D_*y'_D8 + R_*x'_R8 (9)

Подставляя в эти уравнения известные нам величины и исключая R из уравнений (2) - (9) с помощью (1), получим:

1467,07*0.311 = D_*y'_D1 + (1467,07-D)_*0 (2')

1467,07*0.059 = D_* y'_D1 + (1467,07-D)_*0 (3')

1467,07*0.372 = D_*0,07 + (1467,07-D)_*x'_R3 (4')

1467,07*0.123 = D_*0 + (1467,07-D)_*x'_R4 (5')

1467,07*0.111 = D_*0 + (1467,07-D)_*x'_R5 (6')

1467,07*0.007 = D_*0 + (1467,07-D)_*x'_R6 (7')

1467,07*0.016 = D_*0 + (1467,07-D)_*x'_R7 (8')

1467,07*0.001 = D_*0 + (1467,07-D)_*x'_R8 (9')

Суммируя (4') - (9') получаем:

924,596 = D_*0,07 + (1467,07 - D) _*(x'_R2 + x'_R3+ x'_R4+ x'_R5+ x'_R6+ x'_R7+ x'_R8)

но по условию разделения известно, что

x'_R2 + x'_R3+ x'_R4+ x'_R5+ x'_R6+ x'_R7+ x'_R8 = 1

Следовательно:

924,596= 0,07*D + 1467,07 - D

Откуда:

D = 542,864 кмоль/час, а

R = 1467,07-542,864 =924,211 кмоль/час

Мольные доли остальных компонентов в дистилляте и остатке:

Из (2'): y'_D1 = 456,442 : 542,864 = 0,841

Из (3'): х' _D2 = 86,037 : 542,864 = 0,158

Из (4'): x'_R3 = 584,46 : 924,211 = 0,591

Из (5'): x'_R4 = 180,4 : 924,211 = 0,195

Из (6'): x'_R5 = 162,47 : 924,211 = 0,176

Из (7'): x'_R6 = 10,153 : 924,211 = 0,011

Из (8'): x'_R7 = 23,747 : 924,211 = 0,026

Из (9'): x'_R8 = 1,366 : 924,211 = 0,001

Пересчёт мольных расходов и долей в массовые ведётся по известной методике.

Результаты вычислений сведём в таблицы 4 и 5:

Таблица 4. Материальный баланс колонны деметанизации (К1)

Компоненты	Сырьё, Кмоль/час	Дистиллят D,Поток №9	Остаток R, Поток №10
		Состав, % мол	Расход, кмоль/час	Состав, % мол	Расход, кмоль/час
Н2	456,442	84,0804682	456,442
СН4	86,037	15,8487143	86,037
С2 Н4	546,458	0,070817501	0,38444	59,085	546,073
С2 Н6	180,405			19,520	180,405
С3 Н6	162,467			17,579	162,467
С3 Н8	10,153			1,099	10,153
н-С4 Н10	23,747			2,569	23,747
УС5	1,366			0,148	1,366
Итого	1467,075	1,000	542,864	100,000	924,211

Таблица 5. Состав и производительность потоков №№ 8 и 10.

Компоненты	Поток №8	Поток №10
	Состав, %масс	Расход, Кг/час	Состав, %масс	Расход, Кг/час
Н2	39,8	920,188
СН4	59,7	1380,282
С2 Н4	0,5	11,5601482	53,746	16420,365
С2 Н6			16,565	5061,033
С3 Н6			23,450	7164,319
С3 Н8			1,398	427,230
н-С4 Н10			4,518	1380,282
УС5			0,323	98,592
Итого	100	2312,030	100	30551,820

Расчёт колонн К2-К5 аналогичен расчёту колонны выделения метана, результаты расчётов сведены в таблицы №№ 6-13:

Таблица 6. Материальный баланс колонны дэтанизации (К2)

Компоненты	Питание, КМоль/час	Дистиллят D, Поток №12	Остаток R,Поток №14
		Состав, % мол	Расход, КМоль/час	Состав, % мол	Расход, КМоль/час
Н2
СН4
С2 Н4	546,073	75,162	546,073
С2 Н6	180,405	24,831	180,405
С3 Н6	162,467	0,007	0,04871884	82,160	162,419
С3 Н8	10,153			5,136	10,153
н-С4 Н10	23,747			12,013	23,747
УС5	1,366			0,691	1,366
Итого	924,211	100,000	726,526	100,000	197,685

Таблица 7. Состав и производительность потоков №№ 12 и 14.

Компоненты	Поток №12	Поток №14
	Состав, %масс	Расход, Кг/час	Состав, %масс	Расход, Кг/час
Н2
СН4
С2 Н4	76,432	16420,365
С2 Н6	23,5577144	5061,033
С3 Н6	0,01	2,15029005	78,981	7162,169
С3 Н8			4,711	427,230
н-С4 Н10			15,221	1380,282
УС5			1,087	98,592
Итого	100,00	21483,548	100,000	9068,272

Таблица 8. Материальный баланс колонны разделения ЭЭФ (К3)

Компоненты	Питание, КМоль/час	Дистиллят D, Поток №16	Остаток R,Поток №17
		Состав, % мол	Расход, КМоль/час	Состав, % мол	Расход, КМоль/час
Н2
СН4
С2 Н4	546,073	99,9	546,073
С2 Н6	180,405	0,1	0,58590284	99,973	179,819
С3 Н6	0,049			0,027	0,049
С3 Н8
н-С4 Н10
УС5
Итого	726,526	100,0	546,659	100,000	179,867

Таблица 9. Состав и производительность потоков №№ 16 и 17.

Компоненты	Поток №16	Поток №17
	Состав, %масс	Расход, Кг/час	Состав, %масс	Расход, Кг/час
Н2
СН4
С2 Н4	99,9	16420,365	-	-
С2 Н6	0,1	16,4368015	99,957	5044,596
С3 Н6			0,04260745	2,150
С3 Н8
н-С4 Н10
УС5
Итого	100	16436,802	100,000	5046,746

Таблица 10. Материальный баланс колонны депропанизации (К4)

Компоненты	Питание, КМоль/час	Дистиллят D, Поток №19	Остаток R, Поток №30
		Состав, % мол	Расход, КМоль/час	Состав, % мол	Расход, КМоль/час
Н2
СН4
С2 Н4
С2 Н6
С3 Н6	162,419	94,13	162,419
С3 Н8	10,153	5,86	10,118	0,140	0,035
н-С4 Н10	23,747	0,01	0,01305602	94,424	23,734
УС5	1,366			5,436	1,366
Итого	197,685	100,00	172,549	100,000	25,136

Таблица 11. Состав и производительность потоков №№ 19 и 20.

Компоненты	Поток №19	Поток №10
	Состав, %масс	Расход, Кг/час	Состав, %масс	Расход, Кг/час
Н2
СН4
С2 Н4
С2 Н6
С3 Н6	94,380	7162,169
С3 Н8	5,61035532	425,752	0,1	1,47811
н-С4 Н10	0,01	0,75955164	93,237	1379,522
УС5			6,663	98,592
Итого	100,000	7588,680	100,000	1479,592

Таблица 12. Материальный баланс колонны разделения ППФ (К5)

Компоненты	Питание, КМоль/час	Дистиллят D, Поток №22	Остаток R, Поток №23
		Состав, % мол	Расход, КМоль/час	Состав, % мол	Расход, КМоль/час
Н2
СН4
С2 Н4
С2 Н6
С3 Н6	162,419	99,9	162,419
С3 Н8	10,118	0,1	0,17037162	99,869	9,947
н-С4 Н10	0,013			0,13108187	0,013
УС5
Итого	172,549	100,0	162,589	100,000	9,960

Таблица 13. Состав и производительность потоков №№ 22 и 23.

Компоненты	Поток №22	Поток №23
	Состав, %масс	Расход, Кг/час	Состав, %масс	Расход, Кг/час
Н2
СН4
С2 Н4
С2 Н6
С3 Н6	99,9	7162,169
С3 Н8	0,1	7,1693383	99,819	418,583
н-С4 Н10			0,18112933	0,760
УС5
Итого	100	7169,338	100,000	419,342

6.3 Сводный баланс установки

Материальный баланс установки рассчитывается на основе уравнения:

G_сырья = G_МФ + G_ЭЭФ + G_ППФ + G_БутФ + G_ПФ+ G_БенФ

Таблица 14. Материальный баланс установки разделения смеси УВ.

	МВФ,кг/ч	Этилен,кг/ч	Этан,кг /ч	Пропилен,кг/ч	Пропан,кг/ч	Бутан,кг/ч	Сырьё,кг/ч
Н2	920,188	-	-	-	-	-	920,188
СН4	1380,282	0,000	-	-	-	-	1380,282
С2 Н4	11,560	16420,365	-	-	-	-	16431,925
С2 Н6	-	16,437	5044,596	-	-	-	5061,033
С3 Н6	-	-	2,150	7162,169	-	-	7164,319
С3 Н8	-	-	-	7,169	418,583	1,478	427,230
н-С4 Н10	-	-	-	-	0,760	1379,522	1380,282
УС5	-	-	-	-	-	98,592	98,592
Итого	2312,030	16436,802	5046,746	7169,338	419,342	1478,114	32863,850
	32863,850

В данном случае материальный баланс выполняется.

Библиографический список

Касаткин, А. Г. Основные процессы и аппараты химической технологии [текст]/ Касаткин А. Г. - М.: Химия, 1973. - 754 с.

Плановский, А. Н. Процессы и аппараты химической технологии [текст]/ Плановский А. Н., Рамм В. М., Каган С. З. - М.: Химия, 1968. - 847 с.

Белов, П. С. Основы технологии нефтехимического синтеза [текст]/ Белов П. С. - М-Л: Химия, 1965. - 462 с.

Григорьев, И. С. Физические величины. Справочник [текст]/ Григорьев И. С., Мейлихов Е. З. - М.:Энергоатомиздат, 1991. - 968 с.

Дронин, А. П. Технология разделения углеводородных газов [текст]/ Дронин А. П., Пугач И. А. - М.: Химия, 1976. - 176 с.

Золотов, Ю. А. Химическая энциклопедия (том 3) [текст]/ Золотов Ю. А., Кабанов В. А. - М.: Большая российская энциклопедия,1992. - 891 с.

Мозговой, И. В. Технология производства мономеров [текст]/ И. В. Мозговой, А. Г. Нелин - Омск, 2000. - 108 с.

Сарданашвили А. Г. Примеры и задачи по технологии переработки нефти и газа [текст]/ А. Г. Сарданашвили, А. И. Львова - Москва.: Химия, 1980. - 260 с.

Танатаров, М. А. Технологические расчёты установок переработки нефти [текст]/ М. А. Танатаров, М. Н. Ахметшина, Р. А. Фасхутдинов, Н. Д. Волошин, П. А. Золотарёв - М.: Химия, 1987. - 352 с.

Размещено на Allbest.ru