Разработка процесса разделения углеводородной смеси

КП-1(.doc

Министерство образования и науки РФ
Омский Государственный Технический Университет
Кафедра: «Химическая технология органических веществ»
Дисциплина: «Основы проектирования и оборудование предприятий
органического синтеза»
Пояснительная записка
Тема: «Разработка процесса разделения углеводородной смеси»
на курсовое проектирование
«Основы проектирования и оборудование предприятий органического
Студент: Горошко Алексей Валерьевич
Тема: Разработка технологического процесса для разделения
углеводородной смеси заданного состава
Состав углеводородной смеси Таблица 1
№ НАИМЕНОВАНИЕ % кгчас кМчас %
(С5 (н- пентан) 181
Годовая производительность тн - 260000
Число часов непрерывной работы в году -
Начальное давление ати – 13
Начальная температура 0С: -
оборотная вода с начальной температурой оС 25
жидкий пропилен параметроС 6
жидкий пропилен параметроС .(-18)
жидкий пропилен параметроС .(-37)
Задание выдал: Нелин А.Г.
а) краткая характеристика способов разделения углеводородных смесей;
б) выбор и обоснование технологии проектируемого процесса.
Разработка и обоснование номенклатуры готовой
Разработка и обоснование структурной схемы процесса . . 10
Структурная схема процесса .. 13
Разработка и обоснование технологической
Принципиальная технологическая схема основных материальных
Расчет материального баланса .. .21
1 Расчет производительности .21
2 Расчет таблиц материальных графов «Количество и
2.1 Сырьё поток №1 21
2.2 Поток №2. Газ после сепаратора С1 ..24
2.3 Поток №12. Жидкость с верха колонны К1
3 Сводный баланс установки .31
4 Расчёт коэффициента извлечения основного
Библиографический список . .. . .. .. 32
Краткая характеристика способов разделения углеводородных смесей.
В химической технологии обычно используются не индивидуальные
вещества а их смеси. Такие смеси могут встречаться в природе но могут
быть созданы и искусственно или получены в результате обработки природных
смесей. Природными источниками углеводородов являются нефти нефтяные газы
природные газа продукты пиролиза углей и некоторые другие менее
распространённые. Иногда смеси нужно создать например в процессе
получения технического углерода но гораздо чаще требуется их разделить на
составляющие (получение из нефти топлив масел и др.). Для разделения
углеводородной смеси создаются специальные установки в основе которых
могут лежать различные типовые процессы и их комбинации. Приведём краткую
характеристику отдельных типовых технологических процессов разделения
углеводородных смесей.[1]
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. 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 многокомпонентной 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.[2]
Перегонка. 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; не испарённая 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.[2]
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
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
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.[2]
Чёткая ректификация предназначена для разделения близко кипящих
углеводородов с целью получения индивидуальных компонентов со степенью
чистоты 95 % и выше (до 9999 %). В зависимости от температуры 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
В промышленности для разделения близко кипящих 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 α = 105-130) число теоретических тарелок для
достижения определённой степени разделения увеличивается. Например при α =
5 требуется примерно вдвое больше теоретических тарелок чем при α =
Азеотропная ректификация с использованием сравнительно низкокипящих
растворителей таких как метанол ацетон ацетонитрил применяется для
выделения аренов (бензола толуола ксилолов) и смесей с насыщенными
углеводородами а так же для очистки аренов.
Азеотропная ректификация находит ограниченное применение при
выделении углеводородов вследствие присущих ей недостатков – узкого выбора
растворителей сравнительно низкой селективности азеотропобразующих
компонентов и дополнительного расхода теплоты на их испарение. Азеотропная
ректификация остается экономически выгодным процессом разделения при
очистке целевого продукта от примесей которые могут быть отогнаны при
добавлении небольшого количества азеотропобразующего компонента.[2]
Экстрактивная ректификация отличается использованием сравнительно
высококипящих растворителей которые как правило не образуют азеотропов с
разделяемыми компонентами. Для этого температура кипения растворителя
должна на 500 С и более превышать температуры кипения компонентов смеси.
Одно из преимуществ экстрактивной ректификации по сравнению с
азеотропной состоит в возможности создания высокой концентрации
растворителя в колонне (75-90%) что повышает селективность и эффективность
разделения. При азеотропной же ректификации содержание растворителя в
системе определяется составом азеотропов и часто недостаточно велико что
снижает эффективность разделения. Кроме того растворители применяемые при
экстрактивной ректификации характеризуются более высокой селективностью
чем азеотропобразующие компоненты.
Важнейшее требование к растворителям для экстрактивной ректификации –
сочетание высокой селективности с достаточно большой растворяющей
способностью: на тарелках колонны не должно происходить расслаивания жидкой
Ректификация абсорбция конденсация экстракция являются типовыми
процесса-ми на которых основываются способы разделения природных газов.
В настоящее время в промышленности применяются следующие способы
разделения природных газов:
) комбинированные методы:
а) абсорбционно-ректификационный
б) конденсационно-ректификационный.
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).[3]
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.[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.[3]
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]
Выбор и обоснование технологии проектируемого процесса.
В качестве основного способа для разделения газожидкостной смеси я
буду использовать комбинированную конденсационно-ректификационную схему.
Метод в настоящее время считается наиболее распространенным и заключается в
сжатии газовой смеси до 30 – 35 ати. и охлаждении смеси до очень низких
температур (до -110 оС). При этом происходит фракционированная конденсация
углеводородов С2 – С4 далее подвергаемых ректификации. К достоинствам
метода следует отнести возможность получения высококонцентрированных
углеводородных фракций при высокой степени их извлечения. Аппаратурные
варианты разделения этим методом различны. Выбор той или иной схемы с
использованием разных температур и давлений определяется составом исходной
газовой смеси назначением продуктов разделения заданным числом фракций и
требуемой чистотой индивидуальных углеводородов.
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.
Разработка и обоснование номенклатуры готовой продукции
Для разделения углеводородной смеси сразу на отдельные компоненты
потребуются большие затраты поэтому будем проводить разделение на фракции
– группы углеводородов со сходными температурами кипения при заданном
давлении. В связи с этим мы получим следующие фракции:
этан-этиленовую (ЭЭФ)
пропан-пропиленовую (ППФ)
бензол-толуольная фракция (БТФ).
Для нефтехимических синтезов обычно необходимы индивидуальные
углеводороды поэтому получаемые фракции состоящие из двух и более
основных компонентов дополнительно разделяют на составляющие: ЭЭФ на
этановую и этиленовую а ППФ - на пропановую и пропиленовую. [2]
Приведём состав получаемых углеводородных фракций:
) Метановая фракция:
Присутствие этилена не должно превышать 1 % вес (так как этилен
является товарным продуктом).[2]
Метан является превосходным сырьем для получения синтез-газа путем
каталитической конверсии с водяным паром при высоких температурах. Синтез-
газ - это сырье для производства метанола.[5]
) Этан-этиленовая фракция:
Примеси пропилена не более 05 % вес.[2]
ЭЭФ разделяем на компоненты:
а) Этиленовую фракцию с примесью этана не более 01% вес. которая
будет использована в качестве сырья для производства полиэтилена;[2]
б) Этановую фракцию с примесью пропилена не более 15% которая в
процессе пиролиза будет переработана в этилен. При пиролизе содержание
основного вещества должно быть около 95 % по массе.[2]
) Пропан-пропиленовая фракция (ППФ):
Примеси бутана ограничиваются 01 % вес.[2]
ППФ целесообразно разделить на следующие фракции:
а) Пропиленовую фракцию которая будет использован в качестве сырья
для синтеза изопропилбензола на основе которого получают фенол и ацетон.
Пропилен должен содержать пропана не более 01 % весовых.[5]
б) Пропановую фракцию которая далее отправляется на пиролиз и в
процессе которого будет переработана в пропилен. При пиролизе содержание
основного вещества должно быть около 95 % по массе содержание бутана не
должно превышать 1.5 % по массе.
) Бутановая фракция где примесь пентана ≤ 01 % вес.[2]
В процессе дегидрирования будет переработана в бутадиен который
используется в больших масштабах для получения синтетических каучуков.[2]
) Пентановая фракция где примесь - бензола ≤ 01 % вес.[2]
Основным компонентом является н-пентан который служит для получения
изопентана пентенов а также в качестве растворителя.
) Бензол-толуольная фракция с примесью пентана около 0.1% вес.[2]
Данная фракция является товарным продуктом и реализуется потребителю
для дальнейшей переработки.
Разработка и обоснование структурной схемы процесса
Процесс разделения исходной сырьевой смеси состоит из нескольких
стадий. Так как смесь газообразная (в составе смеси доля компонентов
находящихся в газообразном состоянии превышает 70% поэтому смесь
газообразная [8]) то ее необходимо перевести в жидкую фазу поскольку
процесс ректификации подразумевает использование исходного компонента в
жидкой или парожидкостной фазе. Перевод в жидкое состояние возможен двумя
путями – это охлаждение смеси до температуры ниже температуры кипения
легколетучего компонента (для метана минус 161оС) либо сжатие до
образования жидкой фазы при нормальной температуре. По отдельности оба этих
способа требуют больших энергетических и экономических затрат в первом
случае – это применение дорогостоящих хладагентов причем в нашем
распоряжении таких нет а для сжатия требуются большие затраты энергии.
Целесообразнее использовать комбинированную схему сжижения которая
включает как стадию сжатия (компримирования) так и охлаждения – это будет
более выгодно как энергетически так и экономически. Необходимое давление и
температура определяется критическими параметрами низкокипящего компонента
(метан Ркр=464МПа; Ткр=(-825)оС( в соответствии с чем смесь нужно сжать
до Р=40 МПа и охладить до Т=(-91)оС. [4]
Весь процесс разделения заданной смеси углеводородных газов можно
разделить на несколько стадий:
1 Компримирование газа.
Назначение: увеличение давления углеводородной смеси путём сжатия
для того чтобы провести конденсацию метановой фракции на стадии
деметанизации так как метан имеет низкую критическую температуру то есть
если мы попытаемся перевести метан в жидкое состояние при надкритической
температуре или давлении у нас ничего не выйдет. Сжать смесь до давления
ата на одном компрессоре не получится поэтому следует использовать
многоступенчатое сжатие. Наибольшая степень сжатия достигается на поршневых
компрессорах поэтому в данном проекте на стадии компримирования будут
использоваться поршневые компрессоры. [2]
Чтобы избежать чрезмерного повышения температуры газа и повысить
эффективность работы компрессора газ охлаждают в промежуточных
холодильниках между ступенями до возможно более низкой температуры. Для
охлаждения смеси после каждого компрессора будем использовать
последовательно хладагенты с параметрами t = 25 °C (оборотная вода) и t = 6
Компримирование ведётся в 2 ступени - так как смесь уже имеет
начальное давление 14 ата.
Итак на данную стадию направляется один поток – сырьё с параметрами:
Р = 14 ата; t = 50 °C
А со стадии отправляются следующие потоки:
а) парожидкостная смесь с параметрами:Р = 447 ата; t = 16 °C
направляем на стадию предварительного охлаждения.
б) жидкость с сепаратора 1 ступени компримирования с параметрами:Р =
6 ата; t = 16 °C направляем на стадию деэтанизации.
Назначение: Создание низкой температуры необходимой для выделения
На стадию охлаждения подан материальный поток с параметрами: Р = 447
ата; t = 16 °C. Для получения низкой температуры используем последовательно
хладагенты с параметрами: t = (-37)°C (пропилен) и t = (-56)°C
(этилен).Здесь образуется парожидкостная смесь с параметрами: Р = 441 ата;
t = (-50)°C которая отправляется на стадию деметанизации.
Назначение: Выделение метановой фракции из углеводородной смеси МФ
будет отправлена на конверсию.
Для того чтобы выделить метановую фракцию из углеводородной смеси
путём конденсационно-ректификационного способа необходимо использовать в
качестве хладагента в дефлегматоре колонны жидкий этилен с параметром t=(-
) °C так как критическая температура метана (-824) °C. [9]
Таким образом на стадию деметанизации подан материальный поток с
параметрами: Р = 441 ата; t = (-50) °C.
А со стадии деметанизации отправляется два потока:
а) МФ с параметрами: Р = 427 ата; t = (-852) °C [9] направляется
сначала на теплообмен затем на конверсию.
б) Углеводородная смесь содержащая углеводороды С2 и выше с
параметрами: Р=429 ата t = 12 °C [9] направляется на стадию деэтанизации
для выделения этан-этиленовой фракции.
Назначение: Выделение этан-этиленовой фракции из углеводородной
Для того чтобы выделить этан-этиленовую фракцию необходимо
использовать в качестве хладагента жидкий пропилен с параметром (-18)°C
так как критическая температура этилена 921 °C этана 3228 °С. [9]
Таким образом на стадию деэтанизации подано два материальных потока:
а) жидкость с сепаратора 1 ступени компримирования с параметрами:Р
= 126 ата; t = 16 °C.
б) Фракция содержащая углеводороды С2 и выше с параметрами: Р =
9 ата; t = 12 °C [9].
Со стадии деэтанизации отправляется два потока:
а) ЭЭФ с параметрами: Р = 414 ата; t = 8 °C [9] направляется для
разделения на этиленовую и этановую фракции.
б) Углеводородная смесь содержащая углеводороды С3 и выше с
параметрами: Р = 395 ата t = 833 °C [9] направляется на стадию
депропанизации для выделения пропан-пропиленовой фракции.
Назначение: разделение этан-этиленовой фракции на составляющие:
этиленовую и этановую фракции.
Для того чтобы выделить этиленовую фракцию необходимо использовать
в качестве хладагента жидкий пропилен с параметром (-18)°C так как
критическая температура этилена 921 °C. [9]
Таким образом на стадию разделения ЭЭФ подан материальный поток с
параметрами: Р = 414 ата; t = 8 °C.
А со стадии выделения этилена отправляется два потока:
а) Этиленовая фракция с параметрами: Р = 395 ата; t = 2 °C [9]
направляется для производства полиэтилена (на процесс полимеризации).
б) Этановая фракция с параметрами: Р = 38 ата t = 20 °C [9]
направляется на производство этилена (на процесс пиролиза).
Назначение: Выделение пропан-пропиленовой фракции из углеводородной
Для того чтобы выделить пропан-пропиленовую фракцию необходимо
использовать в качестве хладагента оборотную воду из системы с параметром
°C так как критическая температура пропилена 92 °C а пропана 9682
Таким образом на стадию депропанизации подана фракция содержащая
углеводороды С3 и выше с параметрами: Р = 395 ата; t = 833 °C [9].
А со стадии депропанизации отправляется два потока:
а) ППФ с параметрами: Р = 352 ата; t = 80 °C [9] направляется для
разделения на пропиленовую фракцию и пропановую фракцию.
б) Углеводородная смесь содержащая углеводороды С4 и выше с
параметрами: Р = 335 ата t = 148.1 °C [9] направляется на стадию
дебутанизации для выделения бутановой фракции.
Назначение: разделение пропан-пропиленовой фракции на составляющие:
пропиленовую и пропановую фракции.
Для того чтобы выделить пропиленовую фракцию необходимо использовать
в качестве хладагента оборотную воду из системы с параметром 25 °C так как
критическая температура пропилена 92 °C [9]
Таким образом на стадию выделения пропилена подан материальный поток
с параметрами: Р = 352 ата; t = 80 °C.
А со стадии выделения пропилена отправляется два потока:
а) Пропиленовая фракция с параметрами: Р = 335 ата; t = 744 °C [9]
направляется в качестве сырья для синтеза изопропилбензола (на процесс
б) Пропановая фракция с параметрами: Р = 35 ата t = 86 °C [9]
направляется на производство пропилена (на процесс пиролиза).
Назначение: Выделение бутановой фракции состоящей из н-бутана из
углеводородной смеси.
Для того чтобы выделить бутановую фракцию - необходимо использовать
критическая температура н-бутана 15216 °C.[9]
Таким образом на стадию дебутанизации подана фракция содержащая
углеводороды С4 и выше с параметрами: Р = 335 ата; t = 148.1 °C.[6]
А со стадии дебутанизации отправляется два потока:
а) бутановая фракция с параметрами: Р = 305 ата; t = 138.4 °C [9]
направляется сначала на охлаждение затем на производство бутадиена.
б) Углеводородная смесь содержащая углеводороды С5 и выше с
параметрами: Р = 29 ата t = 190 °C [9].
Назначение: Выделение пентановой фракции состоящей из н-пентана из
Для того чтобы выделить пентановую фракцию - необходимо использовать
критическая температура н-пентана 1969 °C.[9]
Таким образом на стадию депентанизации подан материальный поток с
параметрами: Р = 29 ата t = 190 °C.
А со стадии депентанизации отправляется два потока:
а) пентановая фракция с параметрами: Р = 275 ата; t = 183.5 °C
направляется сначала на охлаждение затем на склад готовой продукции.
б) БТФ с параметрами: Р = 277 ата t = 245 °C направляется сначала
на охлаждение затем на склад готовой продукции.
Структурная схема процесса
Где цифрами обозначены материальные графы и их параметры:
– Исходное сырьё поданное на стадию компримирования с температурой
°C давлением 14 ата;
– Газовая смесь после компримирования подаваемая на стадию
предварительного охлаждения с температурой 16 °C давлением 447 ата;
– Жидкость с сепаратора первой ступени компримирования с
температурой 16 °C давлением 126 ата;
– Углеводородная смесь после предварительного охлаждения
подаваемая на стадию деметанизации с температурой (-50)°C давлением 441
– Углеводородная смесь после деметанизации с температурой 12 °C
– Метановая фракция (МВ) с параметрами: Р = 427 ата; t = (-852)
– Этан-этиленовая фракция с температурой 8 °C; давлением 414 ата;
– Этиленовая фракция направляемая для производства полиэтилена (на
процесс полимеризации) с температурой 2 °C и давлением 395 ата.
– Этановая фракция направляемая для производства этилена (на
процесс пиролиза) с температурой 20 °C и давлением 38 ата.
– Углеводородная смесь после деэтанизации с температурой 833 °C
– Пропан-пропиленовая фракция с температурой 80 °C давлением 352
– Пропиленовая фракция направляемая в качестве сырья для синтеза
изопропилбензола (на процесс полимеризации) с температурой 744 °C и
– Пропановая фракция направляемая для производства пропилена (на
процесс пиролиза) с температурой 86 °C и давлением 35 ата.
– Углеводородная смесь после депропанизации с температурой 1481
°C давлением 335 ата;
– Бутановая фракция (на дегидрирование) с температурой 1384 °C
– Углеводородная смесь после дебутанизации с температурой 190 °C
– Пентановая фракция с температурой 1835 °C давлением 275 ата;
– БТФ с температурой 245 °C давлением 277 ата;
Разработка и обоснование технологической схемы.
1. Первая стадия технологической схемы - компримирование так как
исходная углеводородная смесь (далее УВС) имеет давление 14 ата а для
выделения МФ необходимо повысить давление до 45 ата и понизить температуру
смеси с помощью охлаждения до (-50) °C.
Поток УВС 1 с начальными параметрами - температурой 50 °C и давлением
ата - подаётся сначала в холодильник Х1 где охлаждается до 16°C жидким
пропиленом с параметром 6°C далее в сепаратор С1 для отделения жидких УВ.
Сепаратор С1 установлен для защиты компрессора М1 от жидкой фазы которая
может появиться например при изменении состава сырья. С низа сепаратора
С1 выходит жидкий поток 3 с температурой 16 °C и давлением 137 ата
который направляется в ёмкость Е1. Далее УВС поступает на первую стадию
компримирования - в компрессор М1 для сжатия. В процессе сжатия УВС
разогревается мы устанавливаем верхний предел нагрева - 105°C. После
первой ступени сжатия поток 2 давлением 26 ата направляем на охлаждение в
холодильник Т1 и Т2 где УВС последовательно охлаждается сначала оборотной
водой (t=25°C) до температуры 35°C затем жидким пропиленом (с температурой
°C) до 16°C. В холодильнике происходит частичная конденсация тяжёлых
углеводородов поэтому образующуюся парожидкостную смесь (далее ПЖС)
направляем в сепаратор С2 для отделения жидкой части. Далее поток 4 УВС с
температурой 16 °C и давлением 254 ата поступает на вторую стадию
компримирования где проходит процесс аналогичный процессу на первой
стадии УВС сжимается до 45 ата. После прохождения холодильников Т3 и Т4
направляется на стадию предварительного охлаждения.
С низа сепаратора С2 выходит жидкий поток 6 с температурой 16 °C и
давлением 254 ата который направляется в ёмкость Е1. Жидкость из ёмкости
E1 направляется на стадию деэтанизации
3. Вторая стадия технологической схемы - предварительное
охлаждение. Углеводородная смесь охлаждается до (-50 °C) так как МФ имеет
низкую критическую температуру.
Материальный поток 7 после прохождения стадии компримирования с
температурой 16 °C и давлением 447 ата подаётся на стадию предварительного
охлаждения. В качестве хладагентов будут использованы жидкий пропилен с
температурой t = (-37)°C и жидкий этилен с температурой t = (-56)°C. После
прохождения холодильника Т5 смесь охладится до температуры (-27) °C и будет
иметь давление 444 ата после прохождения холодильника Т6 смесь охладится
до температуры (-50) °C и будет иметь давление 441 ата (поток 8).
4. Третья стадия технологической схемы - деметанизация - выделение
из углеводородной смеси метановой фракции.
На стадию поступает поток 8. В колонне деметанизации К1 происходит
выделение метановой фракции которая уходит с верха колонны и направляется
в дефлегматор Т7 (в качестве хладагента используется жидкий этилен (-99)
°C) для конденсации. После дефлегматора Т7 МФ с температурой (-852) °C и
давлением 427 ата разделяется на два потока – флегму (поток 10) и готовый
продукт – метан (поток 12) с параметрами: Р = 427 ата; t = (-852) °C.
С низа колонны деметанизации жидкая УВС с температурой 12 °C и
давлением 429 ата направляется на деэтанизацию (поток 13).
5. Четвёртая стадия технологической схемы - деэтанизация -
выделение из углеводородной смеси этан-этиленовой фракции.
На данную стадию поступают потоки: УВС после деметанизации с
температурой 12 °C и давлением 429 ата (поток 13) а также поток 44 с
ёмкости Е1. Поток 44 подаётся в нижнюю часть колонны так как он более
насыщен тяжёлыми углеводородами чем поток 13. С верха колонны газообразная
ЭЭФ направляется в дефлегматор Т9 (в качестве хладагента используется
жидкий пропилен (-18) °C) для конденсации. После дефлегматора Т9 ЭЭФ с
температурой 0 °C и давлением 414 ата поток делится на флегму (поток 15) и
ЭЭФ (поток 17). Флегма насосом Н2 направляется на орошение в колонну К2 а
ЭЭФ подаётся на следующую стадию – разделения ЭЭФ в ректификационную
колонну К3 (поток 17).
С низа ректификационной колонны К2 часть жидкой фракции направляется
в кипятильник Т10 где полностью испаряется и возвращается в колонну.
Жидкость из куба колонны направляется на стадию депропанизации (поток
6. Пятая стадия технологической схемы – разделение этан-этиленовой
фракции на этиленовую и этановую фракции.
УВС с температурой 8 °C и давлением 414 ата поступает в
ректификационную колонну разделения ЭЭФ К3. С верха ректификационной
колонны газовая этиленовая фракция направляется в дефлегматор Т11 (в
качестве хладагента используется жидкий пропилен (-18) °C) для
конденсации. После дефлегматора этиленовая фракция с температурой 2 °C и
давлением 395 ата делится на флегму (поток 19) и готовый продукт – этилен
(поток 22). Флегма посредством насоса Н3 возвращается в колонну К3 для
С низа ректификационной колонны К3 часть жидкой этановой фракции
направляется в кипятильник Т12 где полностью испаряется и возвращается в
колонну. Этановая фракция с низа колонны направляется на дегидрирование
7. Шестая стадия технологической схемы - депропанизация - выделение
из углеводородной смеси пропан-пропиленовой фракции.
На данную стадию поступает поток УВС после деэтанизации с
температурой 80 °C и давлением 352 ата (поток 23). С верха колонны
газообразная ППФ направляется в дефлегматор Т13 (в качестве хладагента
используется вода 25 °C) для конденсации. После дефлегматора ППФ с
температурой 80 °C и давлением 325 ата поток делится на флегму (поток 25)
и ППФ (поток 27). Флегма насосом Н4 направляется на орошение в колонну а
ППФ подаётся на следующую стадию – разделения ППФ в ректификационную
колонну К5 (поток 27).
С низа ректификационной колонны К4 часть жидкой фракции направляется
в кипятильник Т14 где полностью испаряется и возвращается в колонну для
проведения процесса ректификации.
Жидкость из куба колонны направляется на стадию дебутанизации (поток
8. Седьмая стадия технологической схемы – разделение пропан-
пропиленовой фракции на пропиленовую и пропановую фракции.
УВС с температурой 80 °C и давлением 352 ата поступает в
ректификационную колонну разделения ППФ К5. С верха колонны газовая
этиленовая фракция направляется в дефлегматор Т15 (в качестве хладагента
используется вода 25 °C) для конденсации. После дефлегматора Т15
пропиленовая фракция с температурой 744 °C и давлением 335 ата делится на
флегму (поток 29) и готовый продукт – пропилен (поток 32). Флегма
посредством насоса Н5 возвращается в колонну К5 для орошения.
С низа ректификационной колонны К5 часть жидкой пропановой фракции
направляется в кипятильник Т16 где полностью испаряется и возвращается в
колонну для проведения процесса ректификации. Пропановая фракция с низа
колонны направляется на производство пропилена (поток 31).
9. Восьмая стадия технологической схемы - дебутанизация - выделение
из углеводородной смеси бутановой фракции.
УВС с температурой 1481 °C и давлением 335 ата поступает в
ректификационную колонну дебутанизации К6 где с верха газовая бутановая
фракция направляется в дефлегматор Т17 (в качестве хладагента используется
оборотная вода из системы с температурой 25 °C) для конденсации. После
дефлегматора бутановая фракция с температурой 1384 °C и давлением 305 ата
разделяется на поток флегмы 35 и поток готовой бутановой фракции 37. Флегма
посредством насоса Н6 возвращается в колонну для орошения а остальная
бутановая фракция (поток 37) с параметрами: Р = 305 ата; t = 138.4 °C [9]
С низа ректификационной колонны К6 часть жидкой фракции направляется
в кипятильник Т18 где полностью испаряется и возвращается в колонну для
Жидкость из куба колонны направляется на стадию депентанизации (поток
10. Девятая стадия технологической схемы - депентанизация -
выделение из углеводородной смеси пентановой и бензол-толуольной фракций.
Углеводородная смесь с температурой 190 °C и давлением 39 ата
поступает в ректификационную колонну депентанизации К7 где с верха газовая
пентановая фракция направляется в дефлегматор Т19 (в качестве хладагента
используется оборотная вода из системы с температурой 25 °C) для
конденсации. После дефлегматора пентановая фракция с температурой 1835 °C
и давлением 275 ата разделяется на поток флегмы 40 и поток готовой
пентановой фракции 43. Флегма посредством насоса Н7 возвращается в колонну
для орошения а остальная пентановая фракция после охлаждения поступает на
склад готовой продукции.
С низа ректификационной колонны К7 часть жидкой БТФ направляется в
кипятильник Т20 где полностью испаряется и возвращается в колонну. БТФ
(поток 42) с параметрами: Р = 277 ата t = 245 °C направляется сначала на
охлаждение затем на склад готовой продукции. [5] [7].
Принципиальная технологическая схема основных материальных потоков
Цифрами обозначены материальные потоки и их параметры:
- Исходное сырьё поданное на стадию компримирования с температурой
°C давлением 26 ата;
– ПЖС после прохождения компрессора М1 направляемая в холодильник
Т1 для охлаждения с температурой 105 °C давлением 129 ата;
– Газовая смесь после прохождения сепаратора С2 направляемая в
компрессор М1 с температурой 16 °C давлением 26 ата;
компрессор М1 с температурой 16 °C давлением 126 ата;
– ПЖС после прохождения компрессора М2 направляемая в холодильник
Т3 для охлаждения с температурой 105 °C давлением 45 ата;
- Жидкость с сепаратора С2 первой ступени компримирования
подаваемая в ёмкость Е1 с температурой 16 °C давлением 126 ата;
– ПЖС после прохождения холодильника Т4 направляемая в холодильник
Т5 для дальнейшего охлаждения с температурой 16 °C давлением 444 ата;
– ПЖС после прохождения холодильника Т6 направляемая в колонну К1
для разделения с температурой (-50) °C давлением 438 ата;
– ПЖС с верха колонны К1 направляемая в дефлегматор Т7 для
конденсации с температурой (-852) °C и давлением 424 ата;
– Жидкость с дефлегматора Т7 направляемая в колонну К1 для
орошения с температурой (-862) °C и давлением 421 ата;
– Газовая смесь из кипятильника Т8 направляемая под первую
тарелку колонны К1 с температурой 15 °C и давлением 426 ата;[10]
– МФ направляемая на конверсию с температурой (-862) °C и
– Жидкость с низа колонны К1 направляемая для разделения в
колонну К2 с температурой 12 °C и давлением 429 ата;
– ПЖС с верха колонны К2 направляемая в дефлегматор Т9 для
конденсации с температурой 9 °C; давлением 417 ата;
– Жидкость с дефлегматора Т9 направляемая насосом Н2 в колонну К2
для орошения с температурой 7 °C и давлением 435 ата;
– Газовая смесь из кипятильника Т10 направляемая под первую
тарелку колонны К2 с температурой 843 °C давлением 392 ата;
– Жидкость с верха колонны К2 подаваемая в колонну К3 для
разделения с температурой 8 °C; давлением 414 ата;
– ПЖС с верха колонны К3 направляемая в дефлегматор Т11 для
конденсации с температурой 3 °C и давлением 398 ата;
– Жидкость с дефлегматора Т11 направляемая насосом Н3 в колонну
К3 для орошения с температурой 7 °C и давлением 435 ата;
– Газовая смесь из кипятильника Т12 направляемая под первую
тарелку колонны К3 с температурой 22 °C и давлением 383 ата;
процесс полимеризации) с температурой 2 °C и давлением 395 ата;
– Жидкость с низа колонны К2 направляемая для разделения в
колонну К4 с температурой 833 °C давлением 395 ата;
– ПЖС с верха колонны К4 направляемая в дефлегматор Т13 для
конденсации с температурой 82 °C давлением 35 ата;
– Жидкость с дефлегматора Т13 направляемая насосом Н4 в колонну
К4 для орошения с температурой 148°C давлением 355 ата;
– Газовая смесь из кипятильника Т14 направляемая под первую
тарелку колонны К4 с температурой 1491 °C давлением 331 ата;
– Жидкость с верха колонны К4 подаваемая в колонну К6 для
разделения с температурой 80 °C давлением 352 ата;
– ПЖС с верха колонны К5 направляемая в дефлегматор Т15 для
конденсации с температурой 764 °C и давлением 338 ата;
– Жидкость с дефлегматора Т15 направляемая насосом Н5 в колонну
К5 для орошения с температурой 744 °C и давлением 355 ата;
– Газовая смесь из кипятильника Т16 направляемая под первую
тарелку колонны К5 с температурой 88 °C и давлением 352 ата;
- Пропановая фракция направляемая для производства пропилена (на
процесс пиролиза) с температурой 86 °C и давлением 35 ата;
- Пропиленовая фракция направляемая в качестве сырья для синтеза
- Жидкость с низа колонны К4 направляемая для разделения в
колонну К6 с температурой 1481 °C давлением 335 ата;
- ПЖС с верха колонны К6 направляемая в дефлегматор Т17 для
конденсации с температурой 1394 °C давлением 308 ата;
- Жидкость с дефлегматора Т17 направляемая насосом Н6 в колонну
К6 для орошения с температурой 1364 °C давлением 328 ата;
- Газовая смесь из кипятильника Т18 направляемая под первую
тарелку колонны К6 с температурой 192 °C давлением 291 ата;
- Бутановая фракция (на дегидрирование) с температурой 1384 °C
- Жидкость с низа колонны К6 направляемая для разделения в
колонну К7 с температурой 190 °C давлением 29 ата;
- ПЖС с верха колонны К7 направляемая в дефлегматор Т19 для
конденсации с температурой 1845 °C давлением 278 ата;
- Жидкость с дефлегматора Т19 направляемая насосом Н7 в колонну
К7 для орошения с температурой 1815 °C давлением 298 ата;
- Газовая смесь из кипятильника Т20 направляемая под первую
тарелку колонны К7 с температурой 247 °C давлением 278 ата;
- Бензольная фракция с температурой 245 °C давлением 277 ата;
- Пентановая фракция с температурой 1835 °C давлением 275 ата;
– Жидкость из ёмкости Е1 подаваемая в ректификационную колонну К8
насосом Н1 для разделения с температурой 16 °C давлением 126 ата;
Условные обозначения оборудования:
М1-М4 – поршневые компрессоры;
Н1-Н7 – насосы центробежные.
К1-К8 – колонны ректификационные;
С1-С4 – сепараторы газовые;
Т1-Т24 – теплообменники кожухотрубчатые;
Расчет материального баланса
Состав углеводородной смеси Таблица 3
Число часов непрерывной работы в году - 8280
По заданной годовой производительности и числу часов непрерывной
работы в году рассчитываем часовую производительность системы по
1 Расчёт производительности
2 Расчёт таблиц материальных графов «количество и состав».
Состав углеводородной смеси.
Часовая производительность по сырью.
Производится пересчет массовых долей компонентов смеси в мольные
При известном мольном и массовом составе смеси рассчитывается
мольная и массовая производительность каждого компонента
Для того чтобы рассчитать мольный расход каждого компонента в смеси
необходимо перевести весовой состав смеси в мольный.
Если известны массовые доли компонентов пересчёт в мольные доли аi
проводят по формуле:
где аi - мольные доли компонентов
xi - массовые доли компонентов
Мi - молекулярная масса компонента i
Зная мольный состав смеси можно рассчитать расход каждого компонента
Результаты вычислений сводятся в таблицу 4:
Таблица №4 Количество и состав сырья
%вес кг в час М кмоль в час % мол
СН4 15 471014 16043 29360 475
С2Н4 48 1507246 28054 53727 869
С2Н6 2 628019 30070 20885 338
С3Н6 207 6500000 42081 154465 2498
С3Н8 14 439614 44097 9969 161
С4Н10 467 14664251 58124 252293 4080
С5Н12 181 5683575 72151 78773 1274
С6Н6 41 1287440 7811 16482 267
С7Н8 07 219807 921408 2386 039
Итого 10000 3140097 61834 10000
СН4 0047 189370 1947312 00004 00788
С2Н4 0087 22294 229000 00045 00993
С2Н6 0034 13276 136261 00018 00234
С3Н6 0250 34983 35694 01628 05694
С3Н8 0016 28845 29381 00163 00471
С4Н10 0408 07003 06918 02183 01529
С5Н12 0127 01842 01611 00745 00137
С6Н6 0027 002957 00020 05120 00151
С7Н8 0004 001275 00015 01347 00113
Итого 1 099049 09997
При достижении равенства каждой суммы единице в переделах ошибки не
более 10% расчёт заканчивается. В данном случае мольная доля отгона e” =
99. Это значит что 999% средней мольной массы сырья при данных
условиях переходят в газовую фазу и парожидкостной поток со средней мольной
массой Мср разделяется в сепараторе на два потока:
№2 – газ в количестве 0999Мср и
№3 – жидкость в количестве (1-0999) Мср или 0001Мср
На основании расчёта делаем вывод что после сепаратора С1 жидкая фаза
Расчет сепаратора С2 проводится аналогично
После сепаратора С2 выделяется жидкий поток №6 и газовый поток №4
результаты вычислений сведены в таблицу №6:
Таблица №6 материальный баланс сепаратора С2
Наимено- Поток на входе Поток №4 (газ) Поток №6 (жидкость)
Расход Состав Расход Состав %Расход Состав
кг в час % масс кг в час масс кг в час % масс
СН4 471014 15 470088 166 0927 003
С2Н4 1507246 48 1499004 528 8242 027
С2Н6 628019 2 622445 219 5574 019
С3Н6 6500000 207 6347486 2236 152514 507
С3Н8 439614 14 428191 151 11422 038
С4Н10 14664251 467 13548724 4772 1115527 3710
С5Н12 5683575 181 4643630 1635 1039944 3458
С6Н6 1287440 41 762431 269 525009 1746
С7Н8 219807 07 71767 025 148040 492
Итого 31400966 100 28393767 10000 3007200 10000
2.3. Поток №49. Жидкость с верха колонны К1.
Питанием колонны является газовая фаза из сепаратора С2
Таблица 7. Количество и состав потока №4.
№ НаименоСостав Мол. Состав Количество
ппвание потока масса потока №4 в потоке №4
СН4 0051 16043 0017 470088 29302
С2Н4 0093 28054 0053 1499004 53433
С2Н6 0036 30070 0022 622445 20700
С3Н6 0264 42081 0224 6347486 150841
С3Н8 0017 44097 0015 428191 9710
С4Н10 0408 58124 0477 13548724 233100
С5Н12 0113 72151 0164 4643630 64360
С6Н6 0017 7811 0027 762431 9761
С7Н8 0001 921408 0003 71767 0779
ИТОГО 10 10 28393767 571987
1. По заданным производительности и составу сырья определяем
массовые и мольные количества всех компонентов.
2. Из уравнений материальных балансов всего объёма колонны
записанных по общему количеству потоков и по каждому компоненту определяем
количества и составы дистиллята и остатка.
Количество и состав дистиллята и остатка.
Расчёт производится на 100 кмоль сырья. Составы изображены в мольных
долях. Условно принимаем что содержание СН4 в остатке а С2Н6 – С7Н8 в
дистилляте равно нулю.
Т.е. х”R1= 0; y”D(3÷9)= 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 123 - 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:
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)
Gc’9 = D*y’D9 + R*x’R9 (10)
Подставляя в эти уравнения известные нам величины и исключая R из
уравнений (2) – (10) с помощью (1) получим:
00*0.051 = D*y’D1 + (1000-D)*0 (2’)
00*0.093 = D*0057 + (1000-D)*x’R2 (3’)
00*0.036 = D*0 + (1000-D)*x’R3 (4’)
00*0.264 = D*0 + (1000-D)*x’R4 (5’)
00*0.017 = D*0 + (1000-D)*x’R5 (6’)
00*0.408 = D*0 + (1000-D)*x’R6 (7’)
00*0.113 = D*0 + (1000-D)*x’R7 (8’)
00*0.017 = D*0 + (1000-D)*x’R8 (9’)
00*0.001 = D*0 + (1000-D)*x’R9 (10’)
Суммируя (3’) - (10’) получаем:
88 = D*0057 + (1000 – 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 + x’R9= 1
88= 0057*D + 1000 – D
D = 16033 кмольчас а
Мольные доли остальных компонентов в дистилляте и остатке:
Из (2’): y’D1 = 51 : 16033 = 0994
Из (3’): х’R2 = 93 : 8397 = 0098
Из (4’): x’R3 = 36 : 8397 = 0038
Из (5’): x’R4 = 264 : 8397 = 0278
Из (6’): x’R5 = 17 : 8397 = 0018
Из (7’): x’R6 = 408: 8397 = 0429
Из (8’): x’R7 = 113 : 8397 = 0118
Из (9’): x’R8 = 17 : 8397 = 0018
Из (10’): x’R9 = 01 : 8397 = 0001
Если расход сырья 571987 кмольчас то количество дистиллята
определим по соотношению:
D = [pic] = 29471 кмольчас
а количество остатка определим по разнице: 571987 – 29471 = 542515
Далее производится пересчёт мольных расходов и долей в массовые.
Результаты вычислений сведём в таблицы 8 и 9:
Таблица 8. Материальный баланс колонны деметанизации (К1)
Питание Дистиллят D Остаток R
Компоненты Кмольчас Поток №12 Поток №13
Состав Расход Состав Расход
% мол Кмольчас% мол Кмольчас
СН4 53433 9943 29302 - -
С2Н4 20700 057 0169 982 53264
С2Н6 150841 - - 382 20700
С3Н6 9710 - - 2780 150841
С3Н8 233100 - - 179 9710
С4Н10 64360 - - 4297 233100
С5Н12 9761 - - 1186 64360
С6Н6 0779 - - 180 9761
С7Н8 571987 - - 014 0779
Итого 571987 10000 29471 10000 542515
Таблица 9. Состав и производительность
Поток №12 Поток №13
Состав Расход СоставРасход
%масс Кгчас %масс Кгчас
СН4 9900 470088 - -
С2Н4 100 4748 535 1494256
С2Н6 - - 223 622445
С3Н6 - - 2274 6347486
С3Н8 - - 153 428191
С4Н10 - - 4853 13548724
С5Н12 - - 1663 4643630
С6Н6 - - 273 762431
Итого 10000 474836 10000 27918931
Расчёт колонн К2-К7 аналогичен расчёту колонны выделения метана
результаты расчётов сведены в таблицы №№ 10-21:
Питание деэтанизатора=поток№13(жидкость с низа колонны
К1)+поток№3(жидкость с сепаратора С1)
Таблица 10. Материальный баланс колонны деэтанизации (К2)
Компоненты Кмольчас Поток №17 Поток №23
СН4 0058 008 0058 - -
С2Н4 53558 7164 53558 - -
С2Н6 20885 2794 20885 - -
С3Н6 154465 034 0255 3000 154211
С3Н8 9969 - - 194 9969
С4Н10 252293 - - 4907 252293
С5Н12 78773 - - 1532 78773
С6Н6 16482 - - 321 16482
С7Н8 2386 - - 046 2386
Итого 588869 10000 74755 10000 514114
Таблица 11. Состав и производительность потоков
Поток №17 Поток №23
С2Н4 7014 1502498 - -
С2Н6 2932 628019 - -
С3Н6 050 10711 2254 6489289
С3Н8 - - 153 439614
С4Н10 - - 5095 14664251
С5Н12 - - 1975 5683575
С6Н6 - - 447 1287440
С7Н8 - - 076 219807
Итого 10000 2142155 10000 28783975
Таблица 12. Материальный баланс колонны разделения ЭЭФ (К3)
Компоненты Кмольчас Поток №22 Поток №21
% мол Кмольчас% мол Кмольчас
СН4 0058 011 0058 - -
С2Н4 53558 9980 53558 - -
С2Н6 20885 009 0050 9843 22333
С3Н6 0255 - - 157 0356
Итого 74755 10000 53666 10000 22689
Таблица 13. Состав и производительность потоков №№ 22 и 21.
Поток №22 Поток №21
С2Н4 9984 1502498 - -
С2Н6 010 1505 9832 626514
Итого 10000 1504930 10000 637225
Таблица 14. Материальный баланс колонны депропанизации (К4)
Компоненты Кмольчас Поток №27 Поток №33
% мол Кмольчас % мол Кмольчас
С3Н6 154211 9386 154211 - -
С3Н8 9969 607 9969 - -
С4Н10 252293 007 0119 7209 252173
С5Н12 78773 - - 2252 78773
С6Н6 16482 - - 471 16482
С7Н8 2386 - - 068 2386
Итого 514114 10000 164300 10000 349814
Таблица 15. Состав и производительность
Поток №27 Поток №33
СоставРасход СоставРасход
С3Н6 9356 6489289 - -
С3Н8 634 439614 - -
С4Н10 010 6936 6709 1465732
С6Н6 - - 589 1287440
С7Н8 - - 101 219807
Итого 10000 6935839 10000 21848137
Таблица 16. Материальный баланс колонны разделения ППФ (К5)
Компоненты Кмольчас Поток №32 Поток №31
С3Н6 154211 9990 15421 - -
С3Н8 9969 010 015 9880 9822
С4Н10 0119 - - 120 0119
Итого 164300 10000 154358 10000 9941
Таблица 17. Состав и производительность
Поток №32 Поток №31
С3Н6 9990 6489289 - -
С3Н8 010 6496 9842 433118
Итого 10000 6495785 10000 440054
Таблица 18. Материальный баланс колонны
Компоненты Кмольчас Поток №37 Поток №38
С4Н10 252173 9992 252173 - -
С5Н12 78773 008 0203 8064 78570
С6Н6 16482 - - 1692 16482
С7Н8 2386 - - 245 2386
Итого 349814 10000 252377 10000 97438
Таблица 19. Состав и производительность
Поток №37 Поток №38
С4Н10 9990 14657315 - -
С5Н12 010 14672 7900 5668903
Итого 10000 14671987 10000 7176149
Таблица 20. Материальный баланс колонны депентанизации (К7)
Компоненты Кмольчас Поток №43 Поток №42
% мол Кмольчас % мол Кмольчас
С5Н12 78570 9991 78549 011 0021
С6Н6 16482 009 0073 8721 16410
С7Н8 2386 - - 1268 2386
Итого 97438 10000 78622 10000 18816
Таблица 21. Состав и производительность
Поток №43 Поток №42
С5Н12 999 5667400 01 1503
С6Н6 010 5673 8528 1281767
С7Н8 - - 1462 219807
Итого 10000 5673073 10000 1503076
3. Сводный баланс установки
Материальный баланс установки рассчитывается на основе уравнения:
Gсырья = GМФ + GЭЭФ + GППФ + GБутФ + GПФ+ GБенФ
Таблица 22. Материальный баланс установки разделения смеси УВ.
В данном случае материальный баланс выполняется.
4 Расчёт коэффициента извлечения основного продукта
В качестве основного продукта я выбрал бутан. Его содержание в сырье
которое поступает на разделение составляет 146643 кгч.
После колонны дебутанизации дистиллят состоит из бутана. Его на выходе
получаем 146719 кгч.
Рассчитаем коэффициент извлечения:
Т. к. коэффициент извлечения бутана составляет 099 достаточно
высокий то разработанную схему для разделения углеводородов заданного
состава можно считать эффективной.
Библиографический список
Юкельсон В.П. Технология основного органического синтеза.-
Дронин А.П. Пугач И.А. Технология разделения углеводородных газов. -
Плановский А. Н. Процессы и аппараты химической технологии [текст]
Плановский А. Н. Рамм В. М. Каган С. З. – М.: Химия 1968. – 847 с.
Берлин М.А. и др. «Переработка нефтяных и природных азов» -М.: Химия
Тимофеев В.С. Серафимов Л.А. «Принципы технологии основного
органического и нефтехимического синтеза».- М.: Высшая школа 2003. –
Мозговой И. В. Технология производства мономеров [текст] И. В.
Мозговой А. Г. Нелин А.Г. – Омск 2000. – 108 с.
Скобло А.И. Молоканов Ю.К. Владимиров А.И. Щелкунов В.А.- М.
«Процессы и аппараты нефтегазопереработки и нефтехимии» изд. "Недра
Сарданашвили А. Г. Примеры и задачи по технологии переработки нефти и
газа [текст] А. Г. Сарданашвили А. И. Львова – Москва.: Химия 1980.
«Основные процессы и аппараты химической технологии» пособие по
проектированию под ред. Ю. И. Дытнерского. М. «Химия» 1991 г.
Нелин А.Г. «Основы проектирования и оборудование предприятий
органического и нефтехимического синтеза» учебное пособие для
курсового проектирования [текст] Нелин А.Г. Скутин Е.Д. Давидан Г.М.

КП-1 .doc

Министерство образования и науки РФ
Омский Государственный Технический Университет
Кафедра: «Химическая технология органических веществ»
Дисциплина: «Основы проектирования и оборудование предприятий
органического синтеза»
Пояснительная записка
Тема: «Разработка процесса разделения углеводородной смеси»
на курсовое проектирование
«Основы проектирования и оборудование предприятий органического
Студент: Горошко Алексей Валерьевич
Тема: Разработка технологического процесса для разделения
углеводородной смеси заданного состава
Состав углеводородной смеси Таблица 1
№ НАИМЕНОВАНИЕ % кгчас кМчас %
(С5 (н- пентан) 181
Годовая производительность тн - 260000
Число часов непрерывной работы в году -
Начальное давление ати – 13
Начальная температура 0С: -
оборотная вода с начальной температурой оС 25
жидкий пропилен параметроС 6
жидкий пропилен параметроС .(-18)
жидкий пропилен параметроС .(-37)
Задание выдал: Нелин А.Г.
а) краткая характеристика способов разделения углеводородных смесей;
б) выбор и обоснование технологии проектируемого процесса.
Разработка и обоснование номенклатуры готовой
Разработка и обоснование структурной схемы процесса . . 10
Структурная схема процесса .. 13
Разработка и обоснование технологической
Принципиальная технологическая схема основных материальных
Расчет материального баланса .. .21
1 Расчет производительности .21
2 Расчет таблиц материальных графов «Количество и
2.1 Сырьё поток №1 21
2.2 Поток №2. Газ после сепаратора С1 ..24
2.3 Поток №12. Жидкость с верха колонны К1
3 Сводный баланс установки .31
4 Расчёт коэффициента извлечения основного
Библиографический список . .. . .. .. 32
Краткая характеристика способов разделения углеводородных смесей.
В химической технологии обычно используются не индивидуальные
вещества а их смеси. Такие смеси могут встречаться в природе но могут
быть созданы и искусственно или получены в результате обработки природных
смесей. Природными источниками углеводородов являются нефти нефтяные газы
природные газа продукты пиролиза углей и некоторые другие менее
распространённые. Иногда смеси нужно создать например в процессе
получения технического углерода но гораздо чаще требуется их разделить на
составляющие (получение из нефти топлив масел и др.). Для разделения
углеводородной смеси создаются специальные установки в основе которых
могут лежать различные типовые процессы и их комбинации. Приведём краткую
характеристику отдельных типовых технологических процессов разделения
углеводородных смесей.[1]
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. 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 многокомпонентной 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.[2]
Перегонка. 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; не испарённая 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.[2]
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
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
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.[2]
Чёткая ректификация предназначена для разделения близко кипящих
углеводородов с целью получения индивидуальных компонентов со степенью
чистоты 95 % и выше (до 9999 %). В зависимости от температуры 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
В промышленности для разделения близко кипящих 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 α = 105-130) число теоретических тарелок для
достижения определённой степени разделения увеличивается. Например при α =
5 требуется примерно вдвое больше теоретических тарелок чем при α =
Азеотропная ректификация с использованием сравнительно низкокипящих
растворителей таких как метанол ацетон ацетонитрил применяется для
выделения аренов (бензола толуола ксилолов) и смесей с насыщенными
углеводородами а так же для очистки аренов.
Азеотропная ректификация находит ограниченное применение при
выделении углеводородов вследствие присущих ей недостатков – узкого выбора
растворителей сравнительно низкой селективности азеотропобразующих
компонентов и дополнительного расхода теплоты на их испарение. Азеотропная
ректификация остается экономически выгодным процессом разделения при
очистке целевого продукта от примесей которые могут быть отогнаны при
добавлении небольшого количества азеотропобразующего компонента.[2]
Экстрактивная ректификация отличается использованием сравнительно
высококипящих растворителей которые как правило не образуют азеотропов с
разделяемыми компонентами. Для этого температура кипения растворителя
должна на 500 С и более превышать температуры кипения компонентов смеси.
Одно из преимуществ экстрактивной ректификации по сравнению с
азеотропной состоит в возможности создания высокой концентрации
растворителя в колонне (75-90%) что повышает селективность и эффективность
разделения. При азеотропной же ректификации содержание растворителя в
системе определяется составом азеотропов и часто недостаточно велико что
снижает эффективность разделения. Кроме того растворители применяемые при
экстрактивной ректификации характеризуются более высокой селективностью
чем азеотропобразующие компоненты.
Важнейшее требование к растворителям для экстрактивной ректификации –
сочетание высокой селективности с достаточно большой растворяющей
способностью: на тарелках колонны не должно происходить расслаивания жидкой
Ректификация абсорбция конденсация экстракция являются типовыми
процесса-ми на которых основываются способы разделения природных газов.
В настоящее время в промышленности применяются следующие способы
разделения природных газов:
) комбинированные методы:
а) абсорбционно-ректификационный
б) конденсационно-ректификационный.
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).[3]
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.[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.[3]
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]
Выбор и обоснование технологии проектируемого процесса.
В качестве основного способа для разделения газожидкостной смеси я
буду использовать комбинированную конденсационно-ректификационную схему.
Метод в настоящее время считается наиболее распространенным и заключается в
сжатии газовой смеси до 30 – 35 ати. и охлаждении смеси до очень низких
температур (до -110 оС). При этом происходит фракционированная конденсация
углеводородов С2 – С4 далее подвергаемых ректификации. К достоинствам
метода следует отнести возможность получения высококонцентрированных
углеводородных фракций при высокой степени их извлечения. Аппаратурные
варианты разделения этим методом различны. Выбор той или иной схемы с
использованием разных температур и давлений определяется составом исходной
газовой смеси назначением продуктов разделения заданным числом фракций и
требуемой чистотой индивидуальных углеводородов.
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.
Разработка и обоснование номенклатуры готовой продукции
Для разделения углеводородной смеси сразу на отдельные компоненты
потребуются большие затраты поэтому будем проводить разделение на фракции
– группы углеводородов со сходными температурами кипения при заданном
давлении. В связи с этим мы получим следующие фракции:
этан-этиленовую (ЭЭФ)
пропан-пропиленовую (ППФ)
бензол-толуольная фракция (БТФ).
Для нефтехимических синтезов обычно необходимы индивидуальные
углеводороды поэтому получаемые фракции состоящие из двух и более
основных компонентов дополнительно разделяют на составляющие: ЭЭФ на
этановую и этиленовую а ППФ - на пропановую и пропиленовую. [2]
Приведём состав получаемых углеводородных фракций:
) Метановая фракция:
Присутствие этилена не должно превышать 1 % вес (так как этилен
является товарным продуктом).[2]
Метан является превосходным сырьем для получения синтез-газа путем
каталитической конверсии с водяным паром при высоких температурах. Синтез-
газ - это сырье для производства метанола.[5]
) Этан-этиленовая фракция:
Примеси пропилена не более 05 % вес.[2]
ЭЭФ разделяем на компоненты:
а) Этиленовую фракцию с примесью этана не более 01% вес. которая
будет использована в качестве сырья для производства полиэтилена;[2]
б) Этановую фракцию с примесью пропилена не более 15% которая в
процессе пиролиза будет переработана в этилен. При пиролизе содержание
основного вещества должно быть около 95 % по массе.[2]
) Пропан-пропиленовая фракция (ППФ):
Примеси бутана ограничиваются 01 % вес.[2]
ППФ целесообразно разделить на следующие фракции:
а) Пропиленовую фракцию которая будет использован в качестве сырья
для синтеза изопропилбензола на основе которого получают фенол и ацетон.
Пропилен должен содержать пропана не более 01 % весовых.[5]
б) Пропановую фракцию которая далее отправляется на пиролиз и в
процессе которого будет переработана в пропилен. При пиролизе содержание
основного вещества должно быть около 95 % по массе содержание бутана не
должно превышать 1.5 % по массе.
) Бутановая фракция где примесь пентана ≤ 01 % вес.[2]
В процессе дегидрирования будет переработана в бутадиен который
используется в больших масштабах для получения синтетических каучуков.[2]
) Пентановая фракция где примесь - бензола ≤ 01 % вес.[2]
Основным компонентом является н-пентан который служит для получения
изопентана пентенов а также в качестве растворителя.
) Бензол-толуольная фракция с примесью пентана около 0.1% вес.[2]
Данная фракция является товарным продуктом и реализуется потребителю
для дальнейшей переработки.
Разработка и обоснование структурной схемы процесса
Процесс разделения исходной сырьевой смеси состоит из нескольких
стадий. Так как смесь газообразная (в составе смеси доля компонентов
находящихся в газообразном состоянии превышает 70% поэтому смесь
газообразная [8]) то ее необходимо перевести в жидкую фазу поскольку
процесс ректификации подразумевает использование исходного компонента в
жидкой или парожидкостной фазе. Перевод в жидкое состояние возможен двумя
путями – это охлаждение смеси до температуры ниже температуры кипения
легколетучего компонента (для метана минус 161оС) либо сжатие до
образования жидкой фазы при нормальной температуре. По отдельности оба этих
способа требуют больших энергетических и экономических затрат в первом
случае – это применение дорогостоящих хладагентов причем в нашем
распоряжении таких нет а для сжатия требуются большие затраты энергии.
Целесообразнее использовать комбинированную схему сжижения которая
включает как стадию сжатия (компримирования) так и охлаждения – это будет
более выгодно как энергетически так и экономически. Необходимое давление и
температура определяется критическими параметрами низкокипящего компонента
(метан Ркр=464МПа; Ткр=(-825)оС( в соответствии с чем смесь нужно сжать
до Р=40 МПа и охладить до Т=(-91)оС. [4]
Весь процесс разделения заданной смеси углеводородных газов можно
разделить на несколько стадий:
1 Компримирование газа.
Назначение: увеличение давления углеводородной смеси путём сжатия
для того чтобы провести конденсацию метановой фракции на стадии
деметанизации так как метан имеет низкую критическую температуру то есть
если мы попытаемся перевести метан в жидкое состояние при надкритической
температуре или давлении у нас ничего не выйдет. Сжать смесь до давления
ата на одном компрессоре не получится поэтому следует использовать
многоступенчатое сжатие. Наибольшая степень сжатия достигается на поршневых
компрессорах поэтому в данном проекте на стадии компримирования будут
использоваться поршневые компрессоры. [2]
Чтобы избежать чрезмерного повышения температуры газа и повысить
эффективность работы компрессора газ охлаждают в промежуточных
холодильниках между ступенями до возможно более низкой температуры. Для
охлаждения смеси после каждого компрессора будем использовать
последовательно хладагенты с параметрами t = 25 °C (оборотная вода) и t = 6
Компримирование ведётся в 2 ступени - так как смесь уже имеет
начальное давление 14 ата.
Итак на данную стадию направляется один поток – сырьё с параметрами:
Р = 14 ата; t = 50 °C
А со стадии отправляются следующие потоки:
а) парожидкостная смесь с параметрами:Р = 447 ата; t = 16 °C
направляем на стадию предварительного охлаждения.
б) жидкость с сепаратора 1 ступени компримирования с параметрами:Р =
6 ата; t = 16 °C направляем на стадию деэтанизации.
Назначение: Создание низкой температуры необходимой для выделения
На стадию охлаждения подан материальный поток с параметрами: Р = 447
ата; t = 16 °C. Для получения низкой температуры используем последовательно
хладагенты с параметрами: t = (-37)°C (пропилен) и t = (-56)°C
(этилен).Здесь образуется парожидкостная смесь с параметрами: Р = 441 ата;
t = (-50)°C которая отправляется на стадию деметанизации.
Назначение: Выделение метановой фракции из углеводородной смеси МФ
будет отправлена на конверсию.
Для того чтобы выделить метановую фракцию из углеводородной смеси
путём конденсационно-ректификационного способа необходимо использовать в
качестве хладагента в дефлегматоре колонны жидкий этилен с параметром t=(-
) °C так как критическая температура метана (-824) °C. [9]
Таким образом на стадию деметанизации подан материальный поток с
параметрами: Р = 441 ата; t = (-50) °C.
А со стадии деметанизации отправляется два потока:
а) МФ с параметрами: Р = 427 ата; t = (-852) °C [9] направляется
сначала на теплообмен затем на конверсию.
б) Углеводородная смесь содержащая углеводороды С2 и выше с
параметрами: Р=429 ата t = 12 °C [9] направляется на стадию деэтанизации
для выделения этан-этиленовой фракции.
Назначение: Выделение этан-этиленовой фракции из углеводородной
Для того чтобы выделить этан-этиленовую фракцию необходимо
использовать в качестве хладагента жидкий пропилен с параметром (-18)°C
так как критическая температура этилена 921 °C этана 3228 °С. [9]
Таким образом на стадию деэтанизации подано два материальных потока:
а) жидкость с сепаратора 1 ступени компримирования с параметрами:Р
= 126 ата; t = 16 °C.
б) Фракция содержащая углеводороды С2 и выше с параметрами: Р =
9 ата; t = 12 °C [9].
Со стадии деэтанизации отправляется два потока:
а) ЭЭФ с параметрами: Р = 414 ата; t = 8 °C [9] направляется для
разделения на этиленовую и этановую фракции.
б) Углеводородная смесь содержащая углеводороды С3 и выше с
параметрами: Р = 395 ата t = 833 °C [9] направляется на стадию
депропанизации для выделения пропан-пропиленовой фракции.
Назначение: разделение этан-этиленовой фракции на составляющие:
этиленовую и этановую фракции.
Для того чтобы выделить этиленовую фракцию необходимо использовать
в качестве хладагента жидкий пропилен с параметром (-18)°C так как
критическая температура этилена 921 °C. [9]
Таким образом на стадию разделения ЭЭФ подан материальный поток с
параметрами: Р = 414 ата; t = 8 °C.
А со стадии выделения этилена отправляется два потока:
а) Этиленовая фракция с параметрами: Р = 395 ата; t = 2 °C [9]
направляется для производства полиэтилена (на процесс полимеризации).
б) Этановая фракция с параметрами: Р = 38 ата t = 20 °C [9]
направляется на производство этилена (на процесс пиролиза).
Назначение: Выделение пропан-пропиленовой фракции из углеводородной
Для того чтобы выделить пропан-пропиленовую фракцию необходимо
использовать в качестве хладагента оборотную воду из системы с параметром
°C так как критическая температура пропилена 92 °C а пропана 9682
Таким образом на стадию депропанизации подана фракция содержащая
углеводороды С3 и выше с параметрами: Р = 395 ата; t = 833 °C [9].
А со стадии депропанизации отправляется два потока:
а) ППФ с параметрами: Р = 352 ата; t = 80 °C [9] направляется для
разделения на пропиленовую фракцию и пропановую фракцию.
б) Углеводородная смесь содержащая углеводороды С4 и выше с
параметрами: Р = 335 ата t = 148.1 °C [9] направляется на стадию
дебутанизации для выделения бутановой фракции.
Назначение: разделение пропан-пропиленовой фракции на составляющие:
пропиленовую и пропановую фракции.
Для того чтобы выделить пропиленовую фракцию необходимо использовать
в качестве хладагента оборотную воду из системы с параметром 25 °C так как
критическая температура пропилена 92 °C [9]
Таким образом на стадию выделения пропилена подан материальный поток
с параметрами: Р = 352 ата; t = 80 °C.
А со стадии выделения пропилена отправляется два потока:
а) Пропиленовая фракция с параметрами: Р = 335 ата; t = 744 °C [9]
направляется в качестве сырья для синтеза изопропилбензола (на процесс
б) Пропановая фракция с параметрами: Р = 35 ата t = 86 °C [9]
направляется на производство пропилена (на процесс пиролиза).
Назначение: Выделение бутановой фракции состоящей из н-бутана из
углеводородной смеси.
Для того чтобы выделить бутановую фракцию - необходимо использовать
критическая температура н-бутана 15216 °C.[9]
Таким образом на стадию дебутанизации подана фракция содержащая
углеводороды С4 и выше с параметрами: Р = 335 ата; t = 148.1 °C.[6]
А со стадии дебутанизации отправляется два потока:
а) бутановая фракция с параметрами: Р = 305 ата; t = 138.4 °C [9]
направляется сначала на охлаждение затем на производство бутадиена.
б) Углеводородная смесь содержащая углеводороды С5 и выше с
параметрами: Р = 29 ата t = 190 °C [9].
Назначение: Выделение пентановой фракции состоящей из н-пентана из
Для того чтобы выделить пентановую фракцию - необходимо использовать
критическая температура н-пентана 1969 °C.[9]
Таким образом на стадию депентанизации подан материальный поток с
параметрами: Р = 29 ата t = 190 °C.
А со стадии депентанизации отправляется два потока:
а) пентановая фракция с параметрами: Р = 275 ата; t = 183.5 °C
направляется сначала на охлаждение затем на склад готовой продукции.
б) БТФ с параметрами: Р = 277 ата t = 245 °C направляется сначала
на охлаждение затем на склад готовой продукции.
Структурная схема процесса
Где цифрами обозначены материальные графы и их параметры:
– Исходное сырьё поданное на стадию компримирования с температурой
°C давлением 14 ата;
– Газовая смесь после компримирования подаваемая на стадию
предварительного охлаждения с температурой 16 °C давлением 447 ата;
– Жидкость с сепаратора первой ступени компримирования с
температурой 16 °C давлением 126 ата;
– Углеводородная смесь после предварительного охлаждения
подаваемая на стадию деметанизации с температурой (-50)°C давлением 441
– Углеводородная смесь после деметанизации с температурой 12 °C
– Метановая фракция (МВ) с параметрами: Р = 427 ата; t = (-852)
– Этан-этиленовая фракция с температурой 8 °C; давлением 414 ата;
– Этиленовая фракция направляемая для производства полиэтилена (на
процесс полимеризации) с температурой 2 °C и давлением 395 ата.
– Этановая фракция направляемая для производства этилена (на
процесс пиролиза) с температурой 20 °C и давлением 38 ата.
– Углеводородная смесь после деэтанизации с температурой 833 °C
– Пропан-пропиленовая фракция с температурой 80 °C давлением 352
– Пропиленовая фракция направляемая в качестве сырья для синтеза
изопропилбензола (на процесс полимеризации) с температурой 744 °C и
– Пропановая фракция направляемая для производства пропилена (на
процесс пиролиза) с температурой 86 °C и давлением 35 ата.
– Углеводородная смесь после депропанизации с температурой 1481
°C давлением 335 ата;
– Бутановая фракция (на дегидрирование) с температурой 1384 °C
– Углеводородная смесь после дебутанизации с температурой 190 °C
– Пентановая фракция с температурой 1835 °C давлением 275 ата;
– БТФ с температурой 245 °C давлением 277 ата;
Разработка и обоснование технологической схемы.
1. Первая стадия технологической схемы - компримирование так как
исходная углеводородная смесь (далее УВС) имеет давление 14 ата а для
выделения МФ необходимо повысить давление до 45 ата и понизить температуру
смеси с помощью охлаждения до (-50) °C.
Поток УВС 1 с начальными параметрами - температурой 50 °C и давлением
ата - подаётся сначала в холодильник Х1 где охлаждается до 16°C жидким
пропиленом с параметром 6°C далее в сепаратор С1 для отделения жидких УВ.
Сепаратор С1 установлен для защиты компрессора М1 от жидкой фазы которая
может появиться например при изменении состава сырья. С низа сепаратора
С1 выходит жидкий поток 3 с температурой 16 °C и давлением 137 ата
который направляется в ёмкость Е1. Далее УВС поступает на первую стадию
компримирования - в компрессор М1 для сжатия. В процессе сжатия УВС
разогревается мы устанавливаем верхний предел нагрева - 105°C. После
первой ступени сжатия поток 2 давлением 26 ата направляем на охлаждение в
холодильник Т1 и Т2 где УВС последовательно охлаждается сначала оборотной
водой (t=25°C) до температуры 35°C затем жидким пропиленом (с температурой
°C) до 16°C. В холодильнике происходит частичная конденсация тяжёлых
углеводородов поэтому образующуюся парожидкостную смесь (далее ПЖС)
направляем в сепаратор С2 для отделения жидкой части. Далее поток 4 УВС с
температурой 16 °C и давлением 254 ата поступает на вторую стадию
компримирования где проходит процесс аналогичный процессу на первой
стадии УВС сжимается до 45 ата. После прохождения холодильников Т3 и Т4
направляется на стадию предварительного охлаждения.
С низа сепаратора С2 выходит жидкий поток 6 с температурой 16 °C и
давлением 254 ата который направляется в ёмкость Е1. Жидкость из ёмкости
E1 направляется на стадию деэтанизации
3. Вторая стадия технологической схемы - предварительное
охлаждение. Углеводородная смесь охлаждается до (-50 °C) так как МФ имеет
низкую критическую температуру.
Материальный поток 7 после прохождения стадии компримирования с
температурой 16 °C и давлением 447 ата подаётся на стадию предварительного
охлаждения. В качестве хладагентов будут использованы жидкий пропилен с
температурой t = (-37)°C и жидкий этилен с температурой t = (-56)°C. После
прохождения холодильника Т5 смесь охладится до температуры (-27) °C и будет
иметь давление 444 ата после прохождения холодильника Т6 смесь охладится
до температуры (-50) °C и будет иметь давление 441 ата (поток 8).
4. Третья стадия технологической схемы - деметанизация - выделение
из углеводородной смеси метановой фракции.
На стадию поступает поток 8. В колонне деметанизации К1 происходит
выделение метановой фракции которая уходит с верха колонны и направляется
в дефлегматор Т7 (в качестве хладагента используется жидкий этилен (-99)
°C) для конденсации. После дефлегматора Т7 МФ с температурой (-852) °C и
давлением 427 ата разделяется на два потока – флегму (поток 10) и готовый
продукт – метан (поток 12) с параметрами: Р = 427 ата; t = (-852) °C.
С низа колонны деметанизации жидкая УВС с температурой 12 °C и
давлением 429 ата направляется на деэтанизацию (поток 13).
5. Четвёртая стадия технологической схемы - деэтанизация -
выделение из углеводородной смеси этан-этиленовой фракции.
На данную стадию поступают потоки: УВС после деметанизации с
температурой 12 °C и давлением 429 ата (поток 13) а также поток 44 с
ёмкости Е1. Поток 44 подаётся в нижнюю часть колонны так как он более
насыщен тяжёлыми углеводородами чем поток 13. С верха колонны газообразная
ЭЭФ направляется в дефлегматор Т9 (в качестве хладагента используется
жидкий пропилен (-18) °C) для конденсации. После дефлегматора Т9 ЭЭФ с
температурой 0 °C и давлением 414 ата поток делится на флегму (поток 15) и
ЭЭФ (поток 17). Флегма насосом Н2 направляется на орошение в колонну К2 а
ЭЭФ подаётся на следующую стадию – разделения ЭЭФ в ректификационную
колонну К3 (поток 17).
С низа ректификационной колонны К2 часть жидкой фракции направляется
в кипятильник Т10 где полностью испаряется и возвращается в колонну.
Жидкость из куба колонны направляется на стадию депропанизации (поток
6. Пятая стадия технологической схемы – разделение этан-этиленовой
фракции на этиленовую и этановую фракции.
УВС с температурой 8 °C и давлением 414 ата поступает в
ректификационную колонну разделения ЭЭФ К3. С верха ректификационной
колонны газовая этиленовая фракция направляется в дефлегматор Т11 (в
качестве хладагента используется жидкий пропилен (-18) °C) для
конденсации. После дефлегматора этиленовая фракция с температурой 2 °C и
давлением 395 ата делится на флегму (поток 19) и готовый продукт – этилен
(поток 22). Флегма посредством насоса Н3 возвращается в колонну К3 для
С низа ректификационной колонны К3 часть жидкой этановой фракции
направляется в кипятильник Т12 где полностью испаряется и возвращается в
колонну. Этановая фракция с низа колонны направляется на дегидрирование
7. Шестая стадия технологической схемы - депропанизация - выделение
из углеводородной смеси пропан-пропиленовой фракции.
На данную стадию поступает поток УВС после деэтанизации с
температурой 80 °C и давлением 352 ата (поток 23). С верха колонны
газообразная ППФ направляется в дефлегматор Т13 (в качестве хладагента
используется вода 25 °C) для конденсации. После дефлегматора ППФ с
температурой 80 °C и давлением 325 ата поток делится на флегму (поток 25)
и ППФ (поток 27). Флегма насосом Н4 направляется на орошение в колонну а
ППФ подаётся на следующую стадию – разделения ППФ в ректификационную
колонну К5 (поток 27).
С низа ректификационной колонны К4 часть жидкой фракции направляется
в кипятильник Т14 где полностью испаряется и возвращается в колонну для
проведения процесса ректификации.
Жидкость из куба колонны направляется на стадию дебутанизации (поток
8. Седьмая стадия технологической схемы – разделение пропан-
пропиленовой фракции на пропиленовую и пропановую фракции.
УВС с температурой 80 °C и давлением 352 ата поступает в
ректификационную колонну разделения ППФ К5. С верха колонны газовая
этиленовая фракция направляется в дефлегматор Т15 (в качестве хладагента
используется вода 25 °C) для конденсации. После дефлегматора Т15
пропиленовая фракция с температурой 744 °C и давлением 335 ата делится на
флегму (поток 29) и готовый продукт – пропилен (поток 32). Флегма
посредством насоса Н5 возвращается в колонну К5 для орошения.
С низа ректификационной колонны К5 часть жидкой пропановой фракции
направляется в кипятильник Т16 где полностью испаряется и возвращается в
колонну для проведения процесса ректификации. Пропановая фракция с низа
колонны направляется на производство пропилена (поток 31).
9. Восьмая стадия технологической схемы - дебутанизация - выделение
из углеводородной смеси бутановой фракции.
УВС с температурой 1481 °C и давлением 335 ата поступает в
ректификационную колонну дебутанизации К6 где с верха газовая бутановая
фракция направляется в дефлегматор Т17 (в качестве хладагента используется
оборотная вода из системы с температурой 25 °C) для конденсации. После
дефлегматора бутановая фракция с температурой 1384 °C и давлением 305 ата
разделяется на поток флегмы 35 и поток готовой бутановой фракции 37. Флегма
посредством насоса Н6 возвращается в колонну для орошения а остальная
бутановая фракция (поток 37) с параметрами: Р = 305 ата; t = 138.4 °C [9]
С низа ректификационной колонны К6 часть жидкой фракции направляется
в кипятильник Т18 где полностью испаряется и возвращается в колонну для
Жидкость из куба колонны направляется на стадию депентанизации (поток
10. Девятая стадия технологической схемы - депентанизация -
выделение из углеводородной смеси пентановой и бензол-толуольной фракций.
Углеводородная смесь с температурой 190 °C и давлением 39 ата
поступает в ректификационную колонну депентанизации К7 где с верха газовая
пентановая фракция направляется в дефлегматор Т19 (в качестве хладагента
используется оборотная вода из системы с температурой 25 °C) для
конденсации. После дефлегматора пентановая фракция с температурой 1835 °C
и давлением 275 ата разделяется на поток флегмы 40 и поток готовой
пентановой фракции 43. Флегма посредством насоса Н7 возвращается в колонну
для орошения а остальная пентановая фракция после охлаждения поступает на
склад готовой продукции.
С низа ректификационной колонны К7 часть жидкой БТФ направляется в
кипятильник Т20 где полностью испаряется и возвращается в колонну. БТФ
(поток 42) с параметрами: Р = 277 ата t = 245 °C направляется сначала на
охлаждение затем на склад готовой продукции. [5] [7].
Принципиальная технологическая схема основных материальных потоков
Цифрами обозначены материальные потоки и их параметры:
- Исходное сырьё поданное на стадию компримирования с температурой
°C давлением 26 ата;
– ПЖС после прохождения компрессора М1 направляемая в холодильник
Т1 для охлаждения с температурой 105 °C давлением 129 ата;
– Газовая смесь после прохождения сепаратора С2 направляемая в
компрессор М1 с температурой 16 °C давлением 26 ата;
компрессор М1 с температурой 16 °C давлением 126 ата;
– ПЖС после прохождения компрессора М2 направляемая в холодильник
Т3 для охлаждения с температурой 105 °C давлением 45 ата;
- Жидкость с сепаратора С2 первой ступени компримирования
подаваемая в ёмкость Е1 с температурой 16 °C давлением 126 ата;
– ПЖС после прохождения холодильника Т4 направляемая в холодильник
Т5 для дальнейшего охлаждения с температурой 16 °C давлением 444 ата;
– ПЖС после прохождения холодильника Т6 направляемая в колонну К1
для разделения с температурой (-50) °C давлением 438 ата;
– ПЖС с верха колонны К1 направляемая в дефлегматор Т7 для
конденсации с температурой (-852) °C и давлением 424 ата;
– Жидкость с дефлегматора Т7 направляемая в колонну К1 для
орошения с температурой (-862) °C и давлением 421 ата;
– Газовая смесь из кипятильника Т8 направляемая под первую
тарелку колонны К1 с температурой 15 °C и давлением 426 ата;[10]
– МФ направляемая на конверсию с температурой (-862) °C и
– Жидкость с низа колонны К1 направляемая для разделения в
колонну К2 с температурой 12 °C и давлением 429 ата;
– ПЖС с верха колонны К2 направляемая в дефлегматор Т9 для
конденсации с температурой 9 °C; давлением 417 ата;
– Жидкость с дефлегматора Т9 направляемая насосом Н2 в колонну К2
для орошения с температурой 7 °C и давлением 435 ата;
– Газовая смесь из кипятильника Т10 направляемая под первую
тарелку колонны К2 с температурой 843 °C давлением 392 ата;
– Жидкость с верха колонны К2 подаваемая в колонну К3 для
разделения с температурой 8 °C; давлением 414 ата;
– ПЖС с верха колонны К3 направляемая в дефлегматор Т11 для
конденсации с температурой 3 °C и давлением 398 ата;
– Жидкость с дефлегматора Т11 направляемая насосом Н3 в колонну
К3 для орошения с температурой 7 °C и давлением 435 ата;
– Газовая смесь из кипятильника Т12 направляемая под первую
тарелку колонны К3 с температурой 22 °C и давлением 383 ата;
процесс полимеризации) с температурой 2 °C и давлением 395 ата;
– Жидкость с низа колонны К2 направляемая для разделения в
колонну К4 с температурой 833 °C давлением 395 ата;
– ПЖС с верха колонны К4 направляемая в дефлегматор Т13 для
конденсации с температурой 82 °C давлением 35 ата;
– Жидкость с дефлегматора Т13 направляемая насосом Н4 в колонну
К4 для орошения с температурой 148°C давлением 355 ата;
– Газовая смесь из кипятильника Т14 направляемая под первую
тарелку колонны К4 с температурой 1491 °C давлением 331 ата;
– Жидкость с верха колонны К4 подаваемая в колонну К6 для
разделения с температурой 80 °C давлением 352 ата;
– ПЖС с верха колонны К5 направляемая в дефлегматор Т15 для
конденсации с температурой 764 °C и давлением 338 ата;
– Жидкость с дефлегматора Т15 направляемая насосом Н5 в колонну
К5 для орошения с температурой 744 °C и давлением 355 ата;
– Газовая смесь из кипятильника Т16 направляемая под первую
тарелку колонны К5 с температурой 88 °C и давлением 352 ата;
- Пропановая фракция направляемая для производства пропилена (на
процесс пиролиза) с температурой 86 °C и давлением 35 ата;
- Пропиленовая фракция направляемая в качестве сырья для синтеза
- Жидкость с низа колонны К4 направляемая для разделения в
колонну К6 с температурой 1481 °C давлением 335 ата;
- ПЖС с верха колонны К6 направляемая в дефлегматор Т17 для
конденсации с температурой 1394 °C давлением 308 ата;
- Жидкость с дефлегматора Т17 направляемая насосом Н6 в колонну
К6 для орошения с температурой 1364 °C давлением 328 ата;
- Газовая смесь из кипятильника Т18 направляемая под первую
тарелку колонны К6 с температурой 192 °C давлением 291 ата;
- Бутановая фракция (на дегидрирование) с температурой 1384 °C
- Жидкость с низа колонны К6 направляемая для разделения в
колонну К7 с температурой 190 °C давлением 29 ата;
- ПЖС с верха колонны К7 направляемая в дефлегматор Т19 для
конденсации с температурой 1845 °C давлением 278 ата;
- Жидкость с дефлегматора Т19 направляемая насосом Н7 в колонну
К7 для орошения с температурой 1815 °C давлением 298 ата;
- Газовая смесь из кипятильника Т20 направляемая под первую
тарелку колонны К7 с температурой 247 °C давлением 278 ата;
- Бензольная фракция с температурой 245 °C давлением 277 ата;
- Пентановая фракция с температурой 1835 °C давлением 275 ата;
– Жидкость из ёмкости Е1 подаваемая в ректификационную колонну К8
насосом Н1 для разделения с температурой 16 °C давлением 126 ата;
Условные обозначения оборудования:
М1-М4 – поршневые компрессоры;
Н1-Н7 – насосы центробежные.
К1-К8 – колонны ректификационные;
С1-С4 – сепараторы газовые;
Т1-Т24 – теплообменники кожухотрубчатые;
Расчет материального баланса
Состав углеводородной смеси Таблица 3
Число часов непрерывной работы в году - 8280
По заданной годовой производительности и числу часов непрерывной
работы в году рассчитываем часовую производительность системы по
1 Расчёт производительности
2 Расчёт таблиц материальных графов «количество и состав».
Состав углеводородной смеси.
Часовая производительность по сырью.
Производится пересчет массовых долей компонентов смеси в мольные
При известном мольном и массовом составе смеси рассчитывается
мольная и массовая производительность каждого компонента
Для того чтобы рассчитать мольный расход каждого компонента в смеси
необходимо перевести весовой состав смеси в мольный.
Если известны массовые доли компонентов пересчёт в мольные доли аi
проводят по формуле:
где аi - мольные доли компонентов
xi - массовые доли компонентов
Мi - молекулярная масса компонента i
Зная мольный состав смеси можно рассчитать расход каждого компонента
Результаты вычислений сводятся в таблицу 4:
Таблица №4 Количество и состав сырья
%вес кг в час М кмоль в час % мол
СН4 15 471014 16043 29360 475
С2Н4 48 1507246 28054 53727 869
С2Н6 2 628019 30070 20885 338
С3Н6 207 6500000 42081 154465 2498
С3Н8 14 439614 44097 9969 161
С4Н10 467 14664251 58124 252293 4080
С5Н12 181 5683575 72151 78773 1274
С6Н6 41 1287440 7811 16482 267
С7Н8 07 219807 921408 2386 039
Итого 10000 3140097 61834 10000
СН4 0047 189370 1947312 00004 00788
С2Н4 0087 22294 229000 00045 00993
С2Н6 0034 13276 136261 00018 00234
С3Н6 0250 34983 35694 01628 05694
С3Н8 0016 28845 29381 00163 00471
С4Н10 0408 07003 06918 02183 01529
С5Н12 0127 01842 01611 00745 00137
С6Н6 0027 002957 00020 05120 00151
С7Н8 0004 001275 00015 01347 00113
Итого 1 099049 09997
При достижении равенства каждой суммы единице в переделах ошибки не
более 10% расчёт заканчивается. В данном случае мольная доля отгона e” =
99. Это значит что 999% средней мольной массы сырья при данных
условиях переходят в газовую фазу и парожидкостной поток со средней мольной
массой Мср разделяется в сепараторе на два потока:
№2 – газ в количестве 0999Мср и
№3 – жидкость в количестве (1-0999) Мср или 0001Мср
На основании расчёта делаем вывод что после сепаратора С1 жидкая фаза
Расчет сепаратора С2 проводится аналогично
После сепаратора С2 выделяется жидкий поток №6 и газовый поток №4
результаты вычислений сведены в таблицу №6:
Таблица №6 материальный баланс сепаратора С2
Наимено- Поток на входе Поток №4 (газ) Поток №6 (жидкость)
Расход Состав Расход Состав %Расход Состав
кг в час % масс кг в час масс кг в час % масс
СН4 471014 15 470088 166 0927 003
С2Н4 1507246 48 1499004 528 8242 027
С2Н6 628019 2 622445 219 5574 019
С3Н6 6500000 207 6347486 2236 152514 507
С3Н8 439614 14 428191 151 11422 038
С4Н10 14664251 467 13548724 4772 1115527 3710
С5Н12 5683575 181 4643630 1635 1039944 3458
С6Н6 1287440 41 762431 269 525009 1746
С7Н8 219807 07 71767 025 148040 492
Итого 31400966 100 28393767 10000 3007200 10000
2.3. Поток №49. Жидкость с верха колонны К1.
Питанием колонны является газовая фаза из сепаратора С2
Таблица 7. Количество и состав потока №4.
№ НаименоСостав Мол. Состав Количество
ппвание потока масса потока №4 в потоке №4
СН4 0051 16043 0017 470088 29302
С2Н4 0093 28054 0053 1499004 53433
С2Н6 0036 30070 0022 622445 20700
С3Н6 0264 42081 0224 6347486 150841
С3Н8 0017 44097 0015 428191 9710
С4Н10 0408 58124 0477 13548724 233100
С5Н12 0113 72151 0164 4643630 64360
С6Н6 0017 7811 0027 762431 9761
С7Н8 0001 921408 0003 71767 0779
ИТОГО 10 10 28393767 571987
1. По заданным производительности и составу сырья определяем
массовые и мольные количества всех компонентов.
2. Из уравнений материальных балансов всего объёма колонны
записанных по общему количеству потоков и по каждому компоненту определяем
количества и составы дистиллята и остатка.
Количество и состав дистиллята и остатка.
Расчёт производится на 100 кмоль сырья. Составы изображены в мольных
долях. Условно принимаем что содержание СН4 в остатке а С2Н6 – С7Н8 в
дистилляте равно нулю.
Т.е. х”R1= 0; y”D(3÷9)= 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 123 - 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:
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)
Gc’9 = D*y’D9 + R*x’R9 (10)
Подставляя в эти уравнения известные нам величины и исключая R из
уравнений (2) – (10) с помощью (1) получим:
00*0.051 = D*y’D1 + (1000-D)*0 (2’)
00*0.093 = D*0057 + (1000-D)*x’R2 (3’)
00*0.036 = D*0 + (1000-D)*x’R3 (4’)
00*0.264 = D*0 + (1000-D)*x’R4 (5’)
00*0.017 = D*0 + (1000-D)*x’R5 (6’)
00*0.408 = D*0 + (1000-D)*x’R6 (7’)
00*0.113 = D*0 + (1000-D)*x’R7 (8’)
00*0.017 = D*0 + (1000-D)*x’R8 (9’)
00*0.001 = D*0 + (1000-D)*x’R9 (10’)
Суммируя (3’) - (10’) получаем:
88 = D*0057 + (1000 – 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 + x’R9= 1
88= 0057*D + 1000 – D
D = 16033 кмольчас а
Мольные доли остальных компонентов в дистилляте и остатке:
Из (2’): y’D1 = 51 : 16033 = 0994
Из (3’): х’R2 = 93 : 8397 = 0098
Из (4’): x’R3 = 36 : 8397 = 0038
Из (5’): x’R4 = 264 : 8397 = 0278
Из (6’): x’R5 = 17 : 8397 = 0018
Из (7’): x’R6 = 408: 8397 = 0429
Из (8’): x’R7 = 113 : 8397 = 0118
Из (9’): x’R8 = 17 : 8397 = 0018
Из (10’): x’R9 = 01 : 8397 = 0001
Если расход сырья 571987 кмольчас то количество дистиллята
определим по соотношению:
D = [pic] = 29471 кмольчас
а количество остатка определим по разнице: 571987 – 29471 = 542515
Далее производится пересчёт мольных расходов и долей в массовые.
Результаты вычислений сведём в таблицы 8 и 9:
Таблица 8. Материальный баланс колонны деметанизации (К1)
Питание Дистиллят D Остаток R
Компоненты Кмольчас Поток №12 Поток №13
Состав Расход Состав Расход
% мол Кмольчас% мол Кмольчас
СН4 53433 9943 29302 - -
С2Н4 20700 057 0169 982 53264
С2Н6 150841 - - 382 20700
С3Н6 9710 - - 2780 150841
С3Н8 233100 - - 179 9710
С4Н10 64360 - - 4297 233100
С5Н12 9761 - - 1186 64360
С6Н6 0779 - - 180 9761
С7Н8 571987 - - 014 0779
Итого 571987 10000 29471 10000 542515
Таблица 9. Состав и производительность
Поток №12 Поток №13
Состав Расход СоставРасход
%масс Кгчас %масс Кгчас
СН4 9900 470088 - -
С2Н4 100 4748 535 1494256
С2Н6 - - 223 622445
С3Н6 - - 2274 6347486
С3Н8 - - 153 428191
С4Н10 - - 4853 13548724
С5Н12 - - 1663 4643630
С6Н6 - - 273 762431
Итого 10000 474836 10000 27918931
Расчёт колонн К2-К7 аналогичен расчёту колонны выделения метана
результаты расчётов сведены в таблицы №№ 10-21:
Питание деэтанизатора=поток№13(жидкость с низа колонны
К1)+поток№3(жидкость с сепаратора С1)
Таблица 10. Материальный баланс колонны деэтанизации (К2)
Компоненты Кмольчас Поток №17 Поток №23
СН4 0058 008 0058 - -
С2Н4 53558 7164 53558 - -
С2Н6 20885 2794 20885 - -
С3Н6 154465 034 0255 3000 154211
С3Н8 9969 - - 194 9969
С4Н10 252293 - - 4907 252293
С5Н12 78773 - - 1532 78773
С6Н6 16482 - - 321 16482
С7Н8 2386 - - 046 2386
Итого 588869 10000 74755 10000 514114
Таблица 11. Состав и производительность потоков
Поток №17 Поток №23
С2Н4 7014 1502498 - -
С2Н6 2932 628019 - -
С3Н6 050 10711 2254 6489289
С3Н8 - - 153 439614
С4Н10 - - 5095 14664251
С5Н12 - - 1975 5683575
С6Н6 - - 447 1287440
С7Н8 - - 076 219807
Итого 10000 2142155 10000 28783975
Таблица 12. Материальный баланс колонны разделения ЭЭФ (К3)
Компоненты Кмольчас Поток №22 Поток №21
% мол Кмольчас% мол Кмольчас
СН4 0058 011 0058 - -
С2Н4 53558 9980 53558 - -
С2Н6 20885 009 0050 9843 22333
С3Н6 0255 - - 157 0356
Итого 74755 10000 53666 10000 22689
Таблица 13. Состав и производительность потоков №№ 22 и 21.
Поток №22 Поток №21
С2Н4 9984 1502498 - -
С2Н6 010 1505 9832 626514
Итого 10000 1504930 10000 637225
Таблица 14. Материальный баланс колонны депропанизации (К4)
Компоненты Кмольчас Поток №27 Поток №33
% мол Кмольчас % мол Кмольчас
С3Н6 154211 9386 154211 - -
С3Н8 9969 607 9969 - -
С4Н10 252293 007 0119 7209 252173
С5Н12 78773 - - 2252 78773
С6Н6 16482 - - 471 16482
С7Н8 2386 - - 068 2386
Итого 514114 10000 164300 10000 349814
Таблица 15. Состав и производительность
Поток №27 Поток №33
СоставРасход СоставРасход
С3Н6 9356 6489289 - -
С3Н8 634 439614 - -
С4Н10 010 6936 6709 1465732
С6Н6 - - 589 1287440
С7Н8 - - 101 219807
Итого 10000 6935839 10000 21848137
Таблица 16. Материальный баланс колонны разделения ППФ (К5)
Компоненты Кмольчас Поток №32 Поток №31
С3Н6 154211 9990 15421 - -
С3Н8 9969 010 015 9880 9822
С4Н10 0119 - - 120 0119
Итого 164300 10000 154358 10000 9941
Таблица 17. Состав и производительность
Поток №32 Поток №31
С3Н6 9990 6489289 - -
С3Н8 010 6496 9842 433118
Итого 10000 6495785 10000 440054
Таблица 18. Материальный баланс колонны
Компоненты Кмольчас Поток №37 Поток №38
С4Н10 252173 9992 252173 - -
С5Н12 78773 008 0203 8064 78570
С6Н6 16482 - - 1692 16482
С7Н8 2386 - - 245 2386
Итого 349814 10000 252377 10000 97438
Таблица 19. Состав и производительность
Поток №37 Поток №38
С4Н10 9990 14657315 - -
С5Н12 010 14672 7900 5668903
Итого 10000 14671987 10000 7176149
Таблица 20. Материальный баланс колонны депентанизации (К7)
Компоненты Кмольчас Поток №43 Поток №42
% мол Кмольчас % мол Кмольчас
С5Н12 78570 9991 78549 011 0021
С6Н6 16482 009 0073 8721 16410
С7Н8 2386 - - 1268 2386
Итого 97438 10000 78622 10000 18816
Таблица 21. Состав и производительность
Поток №43 Поток №42
С5Н12 999 5667400 01 1503
С6Н6 010 5673 8528 1281767
С7Н8 - - 1462 219807
Итого 10000 5673073 10000 1503076
3. Сводный баланс установки
Материальный баланс установки рассчитывается на основе уравнения:
Gсырья = GМФ + GЭЭФ + GППФ + GБутФ + GПФ+ GБенФ
Таблица 22. Материальный баланс установки разделения смеси УВ.
В данном случае материальный баланс выполняется.
4 Расчёт коэффициента извлечения основного продукта
В качестве основного продукта я выбрал бутан. Его содержание в сырье
которое поступает на разделение составляет 146643 кгч.
После колонны дебутанизации дистиллят состоит из бутана. Его на выходе
получаем 146719 кгч.
Рассчитаем коэффициент извлечения:
Т. к. коэффициент извлечения бутана составляет 099 достаточно
высокий то разработанную схему для разделения углеводородов заданного
состава можно считать эффективной.
Библиографический список
Юкельсон В.П. Технология основного органического синтеза.-
Дронин А.П. Пугач И.А. Технология разделения углеводородных газов. -
Плановский А. Н. Процессы и аппараты химической технологии [текст]
Плановский А. Н. Рамм В. М. Каган С. З. – М.: Химия 1968. – 847 с.
Берлин М.А. и др. «Переработка нефтяных и природных азов» -М.: Химия
Тимофеев В.С. Серафимов Л.А. «Принципы технологии основного
органического и нефтехимического синтеза».- М.: Высшая школа 2003. –
Мозговой И. В. Технология производства мономеров [текст] И. В.
Мозговой А. Г. Нелин А.Г. – Омск 2000. – 108 с.
Скобло А.И. Молоканов Ю.К. Владимиров А.И. Щелкунов В.А.- М.
«Процессы и аппараты нефтегазопереработки и нефтехимии» изд. "Недра
Сарданашвили А. Г. Примеры и задачи по технологии переработки нефти и
газа [текст] А. Г. Сарданашвили А. И. Львова – Москва.: Химия 1980.
«Основные процессы и аппараты химической технологии» пособие по
проектированию под ред. Ю. И. Дытнерского. М. «Химия» 1991 г.
Нелин А.Г. «Основы проектирования и оборудование предприятий
органического и нефтехимического синтеза» учебное пособие для
курсового проектирования [текст] Нелин А.Г. Скутин Е.Д. Давидан Г.М.

Задание.doc

на курсовое проектирование
«Основы проектирования и оборудование предприятий органического
Студент: Горошко Алексей Валерьевич
Тема: Разработка технологического процесса для разделения
углеводородной смеси заданного состава
Состав углеводородной смеси Таблица 1
№ НАИМЕНОВАНИЕ % кгчас кМчас %
(С5 (н- пентан) 181
Годовая производительность тн - 260000
Число часов непрерывной работы в году -
Начальное давление ати – 13
Начальная температура 0С: -
оборотная вода с начальной температурой оС 25
жидкий пропилен параметроС 6
жидкий пропилен параметроС .(-18)
жидкий пропилен параметроС .(-37)
Задание выдал: Нелин А.Г.
а) краткая характеристика способов разделения углеводородных смесей;
б) выбор и обоснование технологии проектируемого процесса.
Разработка и обоснование номенклатуры готовой продукции ..
Разработка и обоснование структурной схемы процесса . . ..
Структурная схема процесса
Разработка и обоснование технологической
Принципиальная технологическая схема основных материальных потоков .
Расчет материального баланса
1 Расчет производительности;
2 Расчет таблиц материальных графов «Количество и состав»;
3 Сводный баланс установки;
4 Расчёт коэффициента извлечения основного продукта
Библиографический список . .. . .. .. .

TexCxema .frw

КП-1.doc

Министерство образования и науки РФ
Омский Государственный Технический Университет
Кафедра: «Химическая технология органических веществ»
Дисциплина: «Основы проектирования и оборудование предприятий
органического синтеза»
Пояснительная записка
Тема: «Разработка процесса разделения углеводородной смеси»
на курсовое проектирование
«Основы проектирования и оборудование предприятий органического
Студент: Горошко Алексей Валерьевич
Тема: Разработка технологического процесса для разделения
углеводородной смеси заданного состава
Состав углеводородной смеси Таблица 1
№ НАИМЕНОВАНИЕ % кгчас кМчас %
(С5 (н- пентан) 181
Годовая производительность тн - 260000
Число часов непрерывной работы в году -
Начальное давление ати – 13
Начальная температура 0С: -
оборотная вода с начальной температурой оС 25
жидкий пропилен параметроС 6
жидкий пропилен параметроС .(-18)
жидкий пропилен параметроС .(-37)
Задание выдал: Нелин А.Г.
а) краткая характеристика способов разделения углеводородных смесей;
б) выбор и обоснование технологии проектируемого процесса.
Разработка и обоснование номенклатуры готовой продукции ..
Разработка и обоснование структурной схемы процесса . . ..
Структурная схема процесса
Разработка и обоснование технологической
Принципиальная технологическая схема основных материальных потоков .
Расчет материального баланса
1 Расчет производительности;
2 Расчет таблиц материальных графов «Количество и состав»;
3 Сводный баланс установки;
4 Расчёт коэффициента извлечения основного продукта
Библиографический список . .. . .. .. .
а) Краткая характеристика способов разделения углеводородных смесей.
В химической технологии обычно используются не индивидуальные
вещества а их смеси. Такие смеси могут встречаться в природе но могут
быть созданы и искусственно или получены в результате обработки природных
смесей. Природными источниками углеводородов являются нефти нефтяные газы
природные газа продукты пиролиза углей и некоторые другие менее
распространённые. Иногда смеси нужно создать например в процессе
получения технического углерода но гораздо чаще требуется их разделить на
составляющие (получение из нефти топлив масел и др.). Для разделения
углеводородной смеси создаются специальные установки в основе которых
могут лежать различные типовые процессы и их комбинации. Приведём краткую
характеристику отдельных типовых технологических процессов химической
технологии для разделения углеводородных смесей.[1]
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. 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 многокомпонентной 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.[2]
Перегонка. 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; не испарённая 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.[2]
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
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
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.[2]
Чёткая ректификация предназначена для разделения близко кипящих
углеводородов с целью получения индивидуальных компонентов со степенью
чистоты 95 % и выше (до 9999 %). В зависимости от температуры 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
В промышленности для разделения близко кипящих 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 α = 105-130) число теоретических тарелок для
достижения определённой степени разделения увеличивается. Например при α =
5 требуется примерно вдвое больше теоретических тарелок чем при α =
Азеотропная ректификация с использованием сравнительно низкокипящих
растворителей таких как метанол ацетон ацетонитрил применяется для
выделения аренов (бензола толуола ксилолов) и смесей с насыщенными
углеводородами а так же для очистки аренов.
Азеотропная ректификация находит ограниченное применение при
выделении углеводородов вследствие присущих ей недостатков – узкого выбора
растворителей сравнительно низкой селективности азеотропобразующих
компонентов и дополнительного расхода теплоты на их испарение. Азеотропная
ректификация остается экономически выгодным процессом разделения при
очистке целевого продукта от примесей которые могут быть отогнаны при
добавлении небольшого количества азеотропобразующего компонента.[2]
Экстрактивная ректификация отличается использованием сравнительно
высококипящих растворителей которые как правило не образуют азеотропов с
разделяемыми компонентами. Для этого температура кипения растворителя
должна на 500 С и более превышать температуры кипения компонентов смеси.
Одно из преимуществ экстрактивной ректификации по сравнению с
азеотропной состоит в возможности создания высокой концентрации
растворителя в колонне (75-90%) что повышает селективность и эффективность
разделения. При азеотропной же ректификации содержание растворителя в
системе определяется составом азеотропов и часто недостаточно велико что
снижает эффективность разделения. Кроме того растворители применяемые при
экстрактивной ректификации характеризуются более высокой селективностью
чем азеотропобразующие компоненты.
Важнейшее требование к растворителям для экстрактивной ректификации –
сочетание высокой селективности с достаточно большой растворяющей
способностью: на тарелках колонны не должно происходить расслаивания жидкой
Ректификация абсорбция конденсация экстракция являются типовыми
процесса-ми на которых основываются способы разделения углеводородов;
В настоящее время в промышленности применяются следующие способы
разделения природных газов:
) комбинированные методы:
а) абсорбционно-ректификационный
б) конденсационно-ректификационный.
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).[3]
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.[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.[3]
Комбинированные способы.
а) абсорбционно-ректификационный способ. Для разделения используют
непрерывно действующие абсорберы с движущимся сверху вниз слоем
активированного угля. Для десорбции углеводородов уголь обрабатывают
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]
в) адсорбционно – ректификационный способ. Сущность: разделение газа
в непрерывно действующих адсорберах с движущимся сверху вниз слоем
актированного угля (гиперсорбция). Для десорбции углеводородов уголь
обрабатывают 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 .
б) Выбор и обоснование технологии проектируемого процесса.
В качестве основного способа для разделения газожидкостной смеси я
буду использовать комбинированный конденсационно-ректификационный метод.
Данная технология в настоящее время считается наиболее распространенной и
заключается в сжатии газовой смеси до 30 – 35 ати. и охлаждении до низких
температур (до -50 оС). При этом происходит фракционированная конденсация
углеводородов С2 – С4 далее подвергаемых ректификации. К достоинствам
метода следует отнести возможность получения высококонцентрированных
углеводородных фракций при высокой степени их извлечения. Аппаратурные
варианты разделения этим методом различны. Выбор той или иной схемы с
использованием разных температур и давлений определяется составом исходной
газовой смеси назначением продуктов разделения заданным числом фракций и
требуемой чистотой индивидуальных углеводородов.
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.
Разработка и обоснование номенклатуры готовой продукции
Для того чтобы разделить углеводородную смесь сразу на отдельные
компоненты потребуются большие затраты поэтому будем проводить разделение
на фракции – группы углеводородов со сходными температурами кипения при
заданном давлении. В связи с этим мы получим следующие фракции:
этан-этиленовую (ЭЭФ)
пропан-пропиленовую (ППФ)
бензол-толуольная фракция (БТФ).
Для нефтехимических синтезов обычно необходимы индивидуальные
углеводороды поэтому получаемые фракции состоящие из двух и более
основных компонентов дополнительно разделяют на составляющие: ЭЭФ на
этановую и этиленовую а ППФ - на пропановую и пропиленовую.
Приведём состав получаемых углеводородных фракций:
) Метановая фракция:
Присутствие этилена не должно превышать 1 % вес (так как этилен
является товарным продуктом).
Метан является превосходным сырьем для получения синтез-газа путем
каталитической конверсии с водяным паром при высоких температурах. Синтез-
газ - это сырье для производства метанола.
) Этан-этиленовая фракция:
Примеси пропилена не более 01 % вес.
ЭЭФ разделяем на компоненты:
а) Этиленовую фракцию с примесью этана не более 01% вес. которая
будет использована в качестве сырья для производства полиэтилена;
б) Этановую фракцию с примесью пропилена не более 05% - которая в
процессе пиролиза будет переработана в этилен. При пиролизе содержание
основного вещества должно быть около 95 % по массе.
) Пропан-пропиленовая фракция (ППФ):
Примеси бутана ограничиваются 01 % вес.
ППФ целесообразно разделить на следующие фракции:
а) Пропиленовую фракцию которая будет использована в качестве сырья
для синтеза изопропилбензола. Пропилен содержание пропана не более 01 %
б) Пропановую фракцию которая в процессе пиролиза будет переработана
в пропилен содержание бутана не должно превышать 0.5 % по массе.
) Бутановая фракция где примесь пентана ≤ 01 % вес.
В процессе дегидрирования будет переработана в бутадиен который
используется в больших масштабах для получения синтетических каучуков.
) Пентановая фракция где примесь - бензола ≤ 01 % вес.
Основным компонентом является н-пентан который служит для получения
изопентана (изомеризация).
) Бензол-толуольная фракция с примесью пентана около 0.1% вес.
Данная фракция направляется на производство изопропилбензола (процесс
Разработка и обоснование структурной схемы процесса
Процесс разделения исходной сырьевой смеси состоит из нескольких
стадий. Сначала проводим охлаждение до температуры -27 оС жидким
пропиленом далее проводим сепарацию. Полученную газовую смесь необходимо
перевести в жидкую фазу поскольку процесс ректификации подразумевает
использование исходного компонента в жидкой или парожидкостной фазе.
Перевод в жидкое состояние возможен двумя путями – это охлаждение смеси до
температуры ниже температуры кипения легколетучего компонента (для метана
минус 161оС) либо сжатие до образования жидкой фазы при нормальной
температуре. Необходимое давление и температура определяется критическими
параметрами низкокипящего компонента (метан Ркр=464МПа; Ткр=(-825)оС( в
соответствии с чем смесь нужно сжать до Р=40 МПа и охладить до Т=(-90)оС.
Исходного давления (14 ата) недостаточно для конденсации метана при
температуре которую можно достичь с применением заданных хладагентов
поэтому необходимо провести компримироване.
Весь процесс разделения заданной смеси углеводородных газов можно
разделить на несколько стадий:
Назначение: понизить температуру исходной смеси для того чтобы
отделить на стадии сепарации как можно больше тяжелых углеводородов.
Охлаждение ведется последовательно на двух теплообменных аппаратах –
хладагентами: параметром 6°C и параметром -37°C
Итак на данную стадию направляется один поток – сырьё с
Р = 14 ата; t = 50 °C
А со стадии отправляется парожидкостная смесь с параметрами: Р = 134
ата; t = -27 °C направляем на стадию сепарации.
Назначение: выделение из парожидкостной смеси жидкой составляющей и
защита компрессоров на стадии компримирования от жидкой фазы.
Сепарацию проводим на двух сепараторах. На первом сепараторе отделяется
жидкость а второй служит для защиты компрессоров от жидкой фазы.
Р = 134 ата; t = -27 °C
А со стадии отправляются следующие потоки:
а) газовая смесь с параметрами: Р = 134 ата; t = -27 °C направляем
на стадию компримирования
б) жидкость с сепараторов с параметрами: Р = 134 ата; t = -27 °C
направляем на стадию депропанизации так как предполагается что жидкость
состоит преимущественно из углеводородов С4.
Назначение: увеличение давления углеводородной смеси путём сжатия
для того чтобы провести конденсацию метановой фракции на стадии
деметанизации. Сжать смесь до давления 45 ата на одном компрессоре не
получится поэтому следует использовать многоступенчатое сжатие.
Чтобы избежать чрезмерного повышения температуры газа и повысить
эффективность работы компрессора газ охлаждают в промежуточных
холодильниках между ступенями до возможно более низкой температуры. Для
охлаждения смеси после каждого компрессора будем использовать
последовательно хладагенты с параметрами t = 25 °C (оборотная вода) и t = 6
Компримирование ведётся в 2 ступени - так как смесь уже имеет
начальное давление 134 ата.
Итак на данную стадию направляется один поток – сырьё с параметрами:
а) парожидкостная смесь с параметрами: Р = 444 ата; t = 16 °C
направляем на стадию предварительного охлаждения.
б) жидкость с сепаратора 1 ступени компримирования с параметрами:Р =
6 ата; t = 16 °C направляем на стадию деэтанизации. [1]
4 Глубокое охлаждение газа.
Назначение: Создание низкой температуры необходимой для выделения
На стадию охлаждения подан материальный поток с параметрами: Р = 444
ата; t = 16 °C. Для получения низкой температуры используем хладагент с
параметрами: t = (-37)°C (пропилен). Здесь образуется парожидкостная смесь
с параметрами: Р = 432 ата; t = (-32)°C которая отправляется на стадию
Назначение: Выделение метановой фракции из углеводородной смеси МФ
будет отправлена на конверсию.
Для того чтобы выделить метановую фракцию из углеводородной смеси
путём конденсационно-ректификационного способа необходимо использовать в
качестве хладагента в дефлегматоре колонны жидкий пропилен с параметром t=(-
) °C. Также для понижения температуры МФ на стадии установлен детандер.
Таким образом на стадию деметанизации подан материальный поток с
параметрами: Р = 432 ата; t = (-32) °C.
А со стадии деметанизации отправляется два потока:
а) МФ с параметрами: Р = 8 ата; t = (-852) °C направляется сначала
на теплообмен затем на конверсию.
б) Углеводородная смесь содержащая углеводороды С2 и выше с
параметрами: Р=422 ата t = 12 °C направляется на стадию деэтанизации для
выделения этан-этиленовой фракции.
Назначение: Выделение этан-этиленовой фракции из углеводородной
Для того чтобы выделить этан-этиленовую фракцию необходимо
использовать в качестве хладагента жидкий пропилен с параметром (-18)°C
так как критическая температура этилена 921 °C этана 3228 °С.
Таким образом на стадию деэтанизации подано два материальных потока:
а) жидкость с сепаратора 1 ступени компримирования с параметрами:Р
= 126 ата; t = 16 °C.
б) Фракция содержащая углеводороды С2 и выше с параметрами: Р =
Со стадии деэтанизации отправляется два потока:
а) ЭЭФ с параметрами: Р = 404 ата; t = 8 °C направляется для
разделения на этиленовую и этановую фракции.
б) Углеводородная смесь содержащая углеводороды С3 и выше с
параметрами: Р = 41 ата t = 833 °C направляется на стадию депропанизации
для выделения пропан-пропиленовой фракции.
Назначение: разделение этан-этиленовой фракции на составляющие:
этиленовую и этановую фракции.
Для того чтобы выделить этиленовую фракцию необходимо использовать
в качестве хладагента жидкий пропилен с параметром (-18)°C так как
критическая температура этилена 921 °C.
Таким образом на стадию разделения ЭЭФ подан материальный поток с
параметрами: Р = 404 ата; t = 8 °C.
А со стадии выделения этилена отправляется два потока:
а) Этиленовая фракция с параметрами: Р = 385 ата; t = 2 °C
направляется для производства полиэтилена (на процесс полимеризации).
б) Этановая фракция с параметрами: Р = 39 ата t = 20 °C
направляется на производство этилена (на процесс пиролиза).
Назначение: Выделение пропан-пропиленовой фракции из углеводородной
Для того чтобы выделить пропан-пропиленовую фракцию необходимо
использовать в качестве хладагента оборотную воду из системы с параметром
°C так как критическая температура пропилена 92 °C а пропана 9682 °С.
Таким образом на стадию депропанизации подана фракция содержащая
углеводороды С3 и выше с параметрами: Р = 41 ата; t = 833 °C .
А со стадии депропанизации отправляется два потока:
а) ППФ с параметрами: Р = 382 ата; t = 80 °C направляется для
разделения на пропиленовую фракцию и пропановую фракцию.
б) Углеводородная смесь содержащая углеводороды С4 и выше с
параметрами: Р = 405 ата t = 148.1 °C направляется на стадию
дебутанизации для выделения бутановой фракции.
Назначение: разделение пропан-пропиленовой фракции на составляющие:
пропиленовую и пропановую фракции.
Для того чтобы выделить пропиленовую фракцию необходимо использовать
в качестве хладагента оборотную воду из системы с параметром 25 °C так как
критическая температура пропилена 92 °C
Таким образом на стадию выделения пропилена подан материальный поток
с параметрами: Р = 382 ата; t = 80 °C.
А со стадии выделения пропилена отправляется два потока:
а) Пропиленовая фракция с параметрами: Р = 355 ата; t = 744 °C
направляется в качестве сырья для синтеза изопропилбензола (на процесс
б) Пропановая фракция с параметрами: Р = 36 ата t = 86 °C
направляется на производство пропилена (на процесс пиролиза).
Назначение: Выделение бутановой фракции состоящей из н-бутана из
углеводородной смеси.
Для того чтобы выделить бутановую фракцию - необходимо использовать
критическая температура н-бутана 15216 °C.
Таким образом на стадию дебутанизации подана фракция содержащая
углеводороды С4 и выше с параметрами: Р = 405 ата; t = 148.1 °C.[6]
А со стадии дебутанизации отправляется два потока:
а) бутановая фракция с параметрами: Р = 38 ата; t = 138.4 °C
направляется сначала на охлаждение затем на производство бутадиена.
б) Углеводородная смесь содержащая углеводороды С5 и выше с
параметрами: Р = 39 ата t = 190 °C .
Назначение: Выделение пентановой фракции состоящей из н-пентана из
Для того чтобы выделить пентановую фракцию - необходимо использовать
критическая температура н-пентана 1969 °C.
Таким образом на стадию депентанизации подан материальный поток с
параметрами: Р = 39 ата t = 190 °C.
А со стадии депентанизации отправляется два потока:
а) пентановая фракция с параметрами: Р = 365 ата; t = 183.5 °C
направляется сначала на охлаждение затем на склад готовой продукции.
б) БТФ с параметрами: Р = 377 ата t = 245 °C направляется сначала
на охлаждение затем на склад готовой продукции. [1]
Структурная схема процесса
Где цифрами обозначены материальные графы и их параметры:
– Исходное сырьё поданное на стадию охлаждения с температурой 50 °C
– Газовая смесь после компримирования подаваемая на стадию
предварительного охлаждения с температурой 16 °C давлением 446 ата;
– Жидкость с сепаратора первой ступени компримирования с температурой
°C давлением 186 ата;
– Углеводородная смесь после предварительного охлаждения подаваемая
на стадию деметанизации с температурой (-32)°C давлением 432 ата;
– Метановая фракция (МФ) с параметрами: Р = 427 ата; t = (-852) °C;
– Метановая фракция (МФ) с параметрами: Р = 8 ата; t = (0) °C;
– Углеводородная смесь после деметанизации с температурой 12 °C
– Углеводородная смесь после деэтанизации с температурой 833 °C
– Углеводородная смесь после депропанизации с температурой 1481 °C
– Бутановая фракция (на дегидрирование) с температурой 1384 °C
– Этан-этиленовая фракция с температурой 8 °C; давлением 404 ата;
– Пропан-пропиленовая фракция с температурой 80 °C давлением 382
– Углеводородная смесь после дебутанизации с температурой 190 °C
– Этановая фракция направляемая для производства этилена (на процесс
пиролиза) с температурой 20 °C и давлением 39 ата.
– Этиленовая фракция направляемая для производства полиэтилена (на
процесс полимеризации) с температурой 2 °C и давлением 385 ата.
– Пропиленовая фракция направляемая в качестве сырья для синтеза
изопропилбензола (на процесс полимеризации) с температурой 744 °C и
– Пропановая фракция направляемая для производства пропилена (на
процесс пиролиза) с температурой 86 °C и давлением 36 ата.
– Пентановая фракция с температурой 1835 °C давлением 365 ата;
– БТФ с температурой 245 °C давлением 377 ата;
Разработка и обоснование технологической схемы.
1.Первая стадия технологической схемы – охлаждение. Исходная
углеводородная смесь имеет относительно высокую температуру - 50°C поэтому
проводим процесс охлаждения. УВС подаётся в теплообменник Т21 где
охлаждается до 30°C затем в теплообменник Т22 где охлаждается до 16°C. В
результате на выходе имеем поток с температурой 16 °C и давлением 134 ата
отправляем его на стадию сепарирования.
2. Вторая стадия технологической схемы – сепарирование.
Парожидкостная смесь полученная на стадии охлаждения содержит некоторое
количество жидкости которое необходимо отделить перед стадией
компримирования. Исходная ПЖС подаётся в сепаратор С1 где происходит
разделение потока на жидкую и газовую составляющие. С низа сепаратора С1
выходит жидкий поток 3 с температурой 16 °C и давлением 134 ата который
направляется на стадию депропанизации.
3. Третья стадия технологической схемы - компримирование так как
исходная углеводородная смесь (далее УВС) имеет давление 14 ата а для
выделения МФ необходимо повысить давление до 45 ата и понизить температуру
смеси с помощью охлаждения до (-32) °C.
Далее УВС поступает на первую стадию компримирования - в компрессор
М1 для сжатия. В процессе сжатия УВС разогревается мы устанавливаем
верхний предел нагрева - 105°C. После первой ступени сжатия поток 2
давлением 26 ата направляем на охлаждение в холодильник Т1 и Т2 где УВС
последовательно охлаждается сначала оборотной водой (t=25°C) до температуры
°C затем жидким пропиленом (с температурой 6°C) до 16°C. В холодильнике
происходит частичная конденсация тяжёлых углеводородов поэтому
образующуюся парожидкостную смесь (далее ПЖС) направляем в сепаратор С2 для
отделения жидкой части. Далее поток 4 УВС с температурой 16 °C и давлением
4 ата поступает на вторую стадию компримирования где проходит процесс
аналогичный процессу на первой стадии УВС сжимается до 45 ата. После
прохождения холодильников Т3 и Т4 направляется на стадию предварительного
С низа сепаратора С2 выходит жидкий поток 6 с температурой 16 °C и
давлением 254 ата который направляется на стадию деэтанизации
4. Четвертая стадия технологической схемы - предварительное
охлаждение. Углеводородная смесь охлаждается до (-50 °C) так как МФ имеет
низкую критическую температуру.
Материальный поток 7 после прохождения стадии компримирования с
температурой 16 °C и давлением 447 ата подаётся на стадию предварительного
охлаждения. В качестве хладагентов будут использованы жидкий пропилен с
температурой t = (-37)°C. После прохождения холодильника Т5 смесь охладится
до температуры (-27) °C и будет иметь давление 444 ата после прохождения
холодильника Т6 смесь охладится до температуры (-50) °C и будет иметь
давление 441 ата (поток 8).
5. Пятая стадия технологической схемы - деметанизация - выделение
из углеводородной смеси метановой фракции.
На стадию поступает поток 8. В колонне деметанизации К1 происходит
выделение метановой фракции которая уходит с верха колонны и направляется
в дефлегматор Т7 (в качестве хладагента используется жидкий пропилен (-37)
°C) для конденсации. После дефлегматора Т7 МФ с температурой (-852) °C и
давлением 432 ата направляется в кожухотрубный теплообменник Т8 далее в
сепаратор С3 где разделяется на два потока – флегму (поток 10) и поток
направляемый в детандер Д1 где происходит резкий спад давления и понижение
температуры до -90°C. Полученный холодный поток направляем в теплообменник
Т8 на выходе имеем готовый продукт – метан (поток 12) с параметрами: Р =
2 ата; t = (-852) °C.
С низа колонны деметанизации жидкая УВС с температурой 12 °C и
давлением 422 ата направляется на деэтанизацию (поток 13).
6. Шестая стадия технологической схемы - деэтанизация - выделение
из углеводородной смеси этан-этиленовой фракции.
На данную стадию поступают потоки: УВС после деметанизации с
температурой 12 °C и давлением 422 ата (поток 13) а также жидкость с
сепаратора С2 (поток 6). Поток 6 подаётся в нижнюю часть колонны так как
он более насыщен тяжёлыми углеводородами чем поток 13. С верха колонны
газообразная ЭЭФ направляется в дефлегматор Т9 (в качестве хладагента
используется жидкий пропилен (-18) °C) для конденсации. После дефлегматора
Т9 ЭЭФ с температурой 0 °C и давлением 414 ата поток делится на флегму
(поток 15) и ЭЭФ (поток 17). Флегма насосом Н2 направляется на орошение в
колонну К2 а ЭЭФ подаётся на следующую стадию – разделения ЭЭФ в
ректификационную колонну К3 (поток 17).
С низа ректификационной колонны К2 часть жидкой фракции направляется
в кипятильник Т10 где полностью испаряется и возвращается в колонну.
Жидкость из куба колонны направляется на стадию депропанизации (поток
7. Седьмая стадия технологической схемы – разделение этан-
этиленовой фракции на этиленовую и этановую фракции.
УВС с температурой 8 °C и давлением 404 ата поступает в
ректификационную колонну разделения ЭЭФ К3. С верха ректификационной
колонны газовая этиленовая фракция направляется в дефлегматор Т11 (в
качестве хладагента используется жидкий пропилен (-18) °C) для
конденсации. После дефлегматора этиленовая фракция с температурой 2 °C и
давлением 385 ата делится на флегму (поток 19) и готовый продукт – этилен
(поток 22). Флегма посредством насоса Н3 возвращается в колонну К3 для
С низа ректификационной колонны К3 часть жидкой этановой фракции
направляется в кипятильник Т12 где полностью испаряется и возвращается в
колонну. Этановая фракция с низа колонны направляется на дегидрирование
8. Восьмая стадия технологической схемы - депропанизация -
выделение из углеводородной смеси пропан-пропиленовой фракции.
На данную стадию поступает поток УВС после деэтанизации с
температурой 80 °C давлением 41 ата (поток 23) и жидкость с сепаратора С1
(поток 3). С верха колонны газообразная ППФ направляется в дефлегматор Т13
(в качестве хладагента используется вода 25 °C) для конденсации. После
дефлегматора ППФ с температурой 80 °C и давлением 382 ата поток делится на
флегму (поток 25) и ППФ (поток 27). Флегма насосом Н4 направляется на
орошение в колонну а ППФ подаётся на следующую стадию – разделения ППФ в
ректификационную колонну К5 (поток 27).
С низа ректификационной колонны К4 часть жидкой фракции направляется
в кипятильник Т14 где полностью испаряется и возвращается в колонну для
проведения процесса ректификации.
Жидкость из куба колонны направляется на стадию дебутанизации (поток
9. Девятая стадия технологической схемы – разделение пропан-
пропиленовой фракции на пропиленовую и пропановую фракции.
УВС с температурой 80 °C и давлением 382 ата поступает в
ректификационную колонну разделения ППФ К5. С верха колонны газовая
этиленовая фракция направляется в дефлегматор Т15 (в качестве хладагента
используется вода 25 °C) для конденсации. После дефлегматора Т15
пропиленовая фракция с температурой 744 °C и давлением 355 ата делится на
флегму (поток 29) и готовый продукт – пропилен (поток 32). Флегма
посредством насоса Н5 возвращается в колонну К5 для орошения.
С низа ректификационной колонны К5 часть жидкой пропановой фракции
направляется в кипятильник Т16 где полностью испаряется и возвращается в
колонну для проведения процесса ректификации. Пропановая фракция с низа
колонны направляется на производство пропилена (поток 31).
10. Десятая стадия технологической схемы - дебутанизация -
выделение из углеводородной смеси бутановой фракции.
УВС с температурой 1481 °C и давлением 405 ата поступает в
ректификационную колонну дебутанизации К6 где с верха газовая бутановая
фракция направляется в дефлегматор Т17 (в качестве хладагента используется
оборотная вода из системы с температурой 25 °C) для конденсации. После
дефлегматора бутановая фракция с температурой 138 °C и давлением 38 ата
разделяется на поток флегмы 35 и поток готовой бутановой фракции 37. Флегма
посредством насоса Н6 возвращается в колонну для орошения а остальная
бутановая фракция (поток 37) с параметрами: Р = 38 ата; t = 138 °C [9]
С низа ректификационной колонны К6 часть жидкой фракции направляется
в кипятильник Т18 где полностью испаряется и возвращается в колонну для
Жидкость из куба колонны направляется на стадию депентанизации (поток
11. Одиннадцатая стадия технологической схемы - депентанизация -
выделение из углеводородной смеси пентановой и бензол-толуольной фракций.
Углеводородная смесь с температурой 190 °C и давлением 38 ата
поступает в ректификационную колонну депентанизации К7 где с верха газовая
пентановая фракция направляется в дефлегматор Т19 (в качестве хладагента
используется оборотная вода из системы с температурой 25 °C) для
конденсации. После дефлегматора пентановая фракция с температурой 1835 °C
и давлением 365 ата разделяется на поток флегмы 40 и поток готовой
пентановой фракции 43. Флегма посредством насоса Н7 возвращается в колонну
для орошения а остальная пентановая фракция после охлаждения поступает на
склад готовой продукции.
С низа ректификационной колонны К7 часть жидкой БТФ направляется в
кипятильник Т20 где полностью испаряется и возвращается в колонну. БТФ
(поток 42) с параметрами: Р = 377 ата t = 245 °C направляется сначала на
охлаждение затем на склад готовой продукции. [5] [7].
Принципиальная технологическая схема основных материальных потоков
Цифрами обозначены материальные потоки и их параметры:
- Исходное сырьё поданное на стадию охлаждения с температурой 50
°C давлением 14 ата;
– ПЖС после прохождения компрессора М1 направляемая в холодильник
Т1 для охлаждения с температурой 105 °C давлением 186 ата;
– Газовая смесь после прохождения сепаратора С2 направляемая в
компрессор М1 с температурой 16 °C давлением 186 ата;
– ПЖС после прохождения компрессора М2 направляемая в холодильник
Т3 для охлаждения с температурой 105 °C давлением 45 ата;
- Жидкость с сепаратора С2 первой ступени компримирования
подаваемая на стадию депропанизации с температурой 16 °C давлением 186
– ПЖС после прохождения холодильника Т4 направляемая в холодильник
Т5 для дальнейшего охлаждения с температурой 16 °C давлением 444 ата;
– ПЖС после прохождения холодильника Т6 направляемая в колонну К1
для разделения с температурой (-32) °C давлением 438 ата;
– ПЖС с верха колонны К1 направляемая в дефлегматор Т7 для
конденсации с температурой (-852) °C и давлением 432 ата;
– Жидкость с дефлегматора Т7 направляемая в колонну К1 для
орошения с температурой (-862) °C и давлением 432 ата;
– Газовая смесь из кипятильника Т8 направляемая под первую
тарелку колонны К1 с температурой 15 °C и давлением 442 ата;[10]
– МФ направляемая на конверсию с температурой (-80) °C и
– Жидкость с низа колонны К1 направляемая для разделения в
колонну К2 с температурой 12 °C и давлением 442 ата;
– ПЖС с верха колонны К2 направляемая в дефлегматор Т9 для
конденсации с температурой 9 °C; давлением 414 ата;
– Жидкость с дефлегматора Т9 направляемая насосом Н2 в колонну К2
для орошения с температурой 7 °C и давлением 414 ата;
– Газовая смесь из кипятильника Т10 направляемая под первую
тарелку колонны К2 с температурой 843 °C давлением 41 ата;
– Жидкость с верха колонны К2 подаваемая в колонну К3 для
разделения с температурой 8 °C; давлением 414 ата;
– ПЖС с верха колонны К3 направляемая в дефлегматор Т11 для
конденсации с температурой 3 °C и давлением 398 ата;
– Жидкость с дефлегматора Т11 направляемая насосом Н3 в колонну
К3 для орошения с температурой 7 °C и давлением 435 ата;
– Газовая смесь из кипятильника Т12 направляемая под первую
тарелку колонны К3 с температурой 22 °C и давлением 383 ата;
– Этановая фракция направляемая для производства этилена (на
процесс пиролиза) с температурой 20 °C и давлением 38 ата.
процесс полимеризации) с температурой 2 °C и давлением 395 ата;
– Жидкость с низа колонны К2 направляемая для разделения в
колонну К4 с температурой 833 °C давлением 395 ата;
– ПЖС с верха колонны К4 направляемая в дефлегматор Т13 для
конденсации с температурой 82 °C давлением 35 ата;
– Жидкость с дефлегматора Т13 направляемая насосом Н4 в колонну
К4 для орошения с температурой 148°C давлением 355 ата;
– Газовая смесь из кипятильника Т14 направляемая под первую
тарелку колонны К4 с температурой 1491 °C давлением 331 ата;
– Жидкость с верха колонны К4 подаваемая в колонну К6 для
разделения с температурой 80 °C давлением 352 ата;
– ПЖС с верха колонны К5 направляемая в дефлегматор Т15 для
конденсации с температурой 764 °C и давлением 338 ата;
– Жидкость с дефлегматора Т15 направляемая насосом Н5 в колонну
К5 для орошения с температурой 744 °C и давлением 355 ата;
– Газовая смесь из кипятильника Т16 направляемая под первую
тарелку колонны К5 с температурой 88 °C и давлением 352 ата;
- Пропановая фракция направляемая для производства пропилена (на
процесс пиролиза) с температурой 86 °C и давлением 35 ата;
- Пропиленовая фракция направляемая в качестве сырья для синтеза
- Жидкость с низа колонны К4 направляемая для разделения в
колонну К6 с температурой 1481 °C давлением 335 ата;
- ПЖС с верха колонны К6 направляемая в дефлегматор Т17 для
конденсации с температурой 1394 °C давлением 308 ата;
- Жидкость с дефлегматора Т17 направляемая насосом Н6 в колонну
К6 для орошения с температурой 1364 °C давлением 328 ата;
- Газовая смесь из кипятильника Т18 направляемая под первую
тарелку колонны К6 с температурой 192 °C давлением 291 ата;
- Бутановая фракция (на дегидрирование) с температурой 1384 °C
- Жидкость с низа колонны К6 направляемая для разделения в
колонну К7 с температурой 190 °C давлением 29 ата;
- ПЖС с верха колонны К7 направляемая в дефлегматор Т19 для
конденсации с температурой 1845 °C давлением 278 ата;
- Жидкость с дефлегматора Т19 направляемая насосом Н7 в колонну
К7 для орошения с температурой 1815 °C давлением 298 ата;
- Газовая смесь из кипятильника Т20 направляемая под первую
тарелку колонны К7 с температурой 247 °C давлением 278 ата;
- Бензольная фракция с температурой 245 °C давлением 277 ата;
- Пентановая фракция с температурой 1835 °C давлением 275 ата;
Условные обозначения оборудования:
М1-М4 – поршневые компрессоры;
Н1-Н7 – насосы центробежные.
К1-К7 – колонны ректификационные;
С1-С4 – сепараторы газовые;
Т1-Т24 – теплообменники кожухотрубчатые;
Расчет материального баланса
Состав углеводородной смеси Таблица 3
Число часов непрерывной работы в году - 8280
Начальное давление ата –14
Начальная температура 0С: - 50
По заданной годовой производительности и числу часов непрерывной
работы в году рассчитываем часовую производительность системы по
1 Расчёт производительности
2 Расчёт таблиц материальных графов «количество и состав».
Состав углеводородной смеси.
Часовая производительность по сырью.
Производится пересчет массовых долей компонентов смеси в мольные
При известном мольном и массовом составе смеси рассчитывается
мольная и массовая производительность каждого компонента
Для того чтобы рассчитать мольный расход каждого компонента в смеси
необходимо перевести весовой состав смеси в мольный.
Если известны массовые доли компонентов пересчёт в мольные доли аi
проводят по формуле:
где аi - мольные доли компонентов
xi - массовые доли компонентов
Мi - молекулярная масса компонента i
Зная мольный состав смеси можно рассчитать расход каждого компонента
Результаты вычислений сводятся в таблицу 4:
Таблица №4 Количество и состав сырья
%вес кг в час М кмоль в час % мол
СН4 15 471014 16043 29360 475
С2Н4 48 1507246 28054 53727 869
С2Н6 2 628019 30070 20885 338
С3Н6 207 6500000 42081 154465 2498
С3Н8 14 439614 44097 9969 161
С4Н10 467 14664251 58124 252293 4080
С5Н12 181 5683575 72151 78773 1274
С6Н6 41 1287440 7811 16482 267
С7Н8 07 219807 921408 2386 039
Итого 10000 3140097 50783 61834 10000
СН4 0047 189370 189182 00004 00788
С2Н4 0087 22294 22273 00045 00993
С2Н6 0034 13276 13264 00018 00234
С3Н6 0250 34983 3496 01628 05694
С3Н8 0016 28845 2883 00163 00471
С4Н10 0408 07003 0701 02183 01529
С5Н12 0127 01842 0185 00745 00137
С6Н6 0027 002957 0031 05120 00151
С7Н8 0004 001275 0014 01347 00113
Итого 1 099049 09997
При достижении равенства каждой суммы единице в переделах ошибки не
более 10% расчёт заканчивается. В данном случае мольная доля отгона e” =
99. Это значит что 999% средней мольной массы сырья при данных
условиях переходят в газовую фазу и парожидкостной поток со средней мольной
массой Мср разделяется в сепараторе на два потока:
№2 – газ в количестве 0999Мср
№3 – жидкость в количестве (1-0999) Мср или 0001Мср
Жидкость в количестве 0001Мср =0001*61834=0618 кмольчас будет
находиться в парообразном состоянии и из парожидкостной смеси не
выделяется. На основании расчёта делаем вывод что после сепаратора С1
жидкая фаза отсутствует
Расчет сепаратора С2 проводится аналогично
После сепаратора С2 выделяется жидкий поток №6 и газовый поток №4
результаты вычислений сведены в таблицу №6:
Таблица №6 материальный баланс сепаратора С2
Наимено- Поток на входе Поток №4 (газ) Поток №6 (жидкость)
Расход Состав Расход Состав %Расход Состав
кг в час % масс кг в час масс кг в час % масс
СН4 471014 15 470088 166 0927 003
С2Н4 1507246 48 1499004 528 8242 027
С2Н6 628019 2 622445 219 5574 019
С3Н6 6500000 207 6347486 2236 152514 507
С3Н8 439614 14 428191 151 11422 038
С4Н10 14664251 467 13548724 4772 1115527 3710
С5Н12 5683575 181 4643630 1635 1039944 3458
С6Н6 1287440 41 762431 269 525009 1746
С7Н8 219807 07 71767 025 148040 492
Итого 31400966 100 28393767 10000 3007200 10000
2.3. Поток №49. Жидкость с верха колонны К1.
Питанием колонны является газовая фаза из сепаратора С2
Таблица 7. Количество и состав потока №4.
№ НаименоСостав Мол. Состав Количество
ппвание потока масса потока №4 в потоке №4
СН4 0051 16043 0017 470088 29302
С2Н4 0093 28054 0053 1499004 53433
С2Н6 0036 30070 0022 622445 20700
С3Н6 0264 42081 0224 6347486 150841
С3Н8 0017 44097 0015 428191 9710
С4Н10 0408 58124 0477 13548724 233100
С5Н12 0113 72151 0164 4643630 64360
С6Н6 0017 7811 0027 762431 9761
С7Н8 0001 921408 0003 71767 0779
ИТОГО 10 10 28393767 571987
1. По заданным производительности и составу сырья определяем
массовые и мольные количества всех компонентов.
2. Из уравнений материальных балансов всего объёма колонны
записанных по общему количеству потоков и по каждому компоненту определяем
количества и составы дистиллята и остатка.
Количество и состав дистиллята и остатка.
Расчёт производится на 100 кмоль сырья. Составы изображены в мольных
долях. Условно принимаем что содержание метана в остатке а веществ с
этана по толуол в дистилляте равно нулю.
Т.е. х”R1= 0; y”D(3÷9)= 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 123 - 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:
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)
Gc’9 = D*y’D9 + R*x’R9 (10)
Подставляя в эти уравнения известные нам величины и исключая R из
уравнений (2) – (10) с помощью (1) получим:
00*0.051 = D*y’D1 + (1000-D)*0 (2’)
00*0.093 = D*00057 + (1000-D)*x’R2 (3’)
00*0.036 = D*0 + (1000-D)*x’R3 (4’)
00*0.264 = D*0 + (1000-D)*x’R4 (5’)
00*0.017 = D*0 + (1000-D)*x’R5 (6’)
00*0.408 = D*0 + (1000-D)*x’R6 (7’)
00*0.113 = D*0 + (1000-D)*x’R7 (8’)
00*0.017 = D*0 + (1000-D)*x’R8 (9’)
00*0.001 = D*0 + (1000-D)*x’R9 (10’)
Суммируя (3’) - (10’) получаем:
88 = D*00057 + (1000 – 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 + x’R9= 1
88 = 00057*D + 1000 – D
Мольные доли остальных компонентов в дистилляте и остатке:
Из (2’): y’D1 = 51 : 515 = 0994
Из (3’): х’R2 = 93 : 9485 = 0098
Из (4’): x’R3 = 36 : 9485 = 0038
Из (5’): x’R4 = 264 : 9485 = 0278
Из (6’): x’R5 = 17 : 9485 = 0018
Из (7’): x’R6 = 408: 9485 = 0429
Из (8’): x’R7 = 113 : 9485 = 0118
Из (9’): x’R8 = 17 : 9485 = 0018
Из (10’): x’R9 = 01 : 9485 = 0001
Если расход сырья 571987 кмольчас то количество дистиллята
определим по соотношению:
D = [pic] = 29471 кмольчас
а количество остатка определим по разнице: 571987 – 29471 = 542515
Далее производится пересчёт мольных расходов и долей в массовые.
Результаты вычислений сведём в таблицы 8 и 9:
Таблица 8. Материальный баланс колонны деметанизации (К1)
Питание Дистиллят D Остаток R
Компоненты Кмольчас Поток №12 Поток №13
Состав Расход Состав Расход
% мол Кмольчас% мол Кмольчас
СН4 53433 9943 29302 - -
С2Н4 20700 057 0169 982 53264
С2Н6 150841 - - 382 20700
С3Н6 9710 - - 2780 150841
С3Н8 233100 - - 179 9710
С4Н10 64360 - - 4297 233100
С5Н12 9761 - - 1186 64360
С6Н6 0779 - - 180 9761
С7Н8 571987 - - 014 0779
Итого 571987 10000 29471 10000 542515
Таблица 9. Состав и производительность
Поток №12 Поток №13
Состав Расход СоставРасход
%масс Кгчас %масс Кгчас
СН4 9900 470088 - -
С2Н4 100 4748 535 1494256
С2Н6 - - 223 622445
С3Н6 - - 2274 6347486
С3Н8 - - 153 428191
С4Н10 - - 4853 13548724
С5Н12 - - 1663 4643630
С6Н6 - - 273 762431
Итого 10000 474836 10000 27918931
Расчёт колонн К2-К7 аналогичен расчёту колонны выделения метана
результаты расчётов сведены в таблицы №№ 10-21:
Питание деэтанизатора=поток№13(жидкость с низа колонны
К1)+поток№3(жидкость с сепаратора С1)
Таблица 10. Материальный баланс колонны деэтанизации (К2)
Компоненты Кмольчас Поток №17 Поток №23
СН4 0058 008 0058 - -
С2Н4 53558 7164 53558 - -
С2Н6 20885 2794 20885 - -
С3Н6 154465 034 0255 3000 154211
С3Н8 9969 - - 194 9969
С4Н10 252293 - - 4907 252293
С5Н12 78773 - - 1532 78773
С6Н6 16482 - - 321 16482
С7Н8 2386 - - 046 2386
Итого 588869 10000 74755 10000 514114
Таблица 11. Состав и производительность потоков
Поток №17 Поток №23
С2Н4 7014 1502498 - -
С2Н6 2932 628019 - -
С3Н6 050 10711 2254 6489289
С3Н8 - - 153 439614
С4Н10 - - 5095 14664251
С5Н12 - - 1975 5683575
С6Н6 - - 447 1287440
С7Н8 - - 076 219807
Итого 10000 2142155 10000 28783975
Таблица 12. Материальный баланс колонны разделения ЭЭФ (К3)
Компоненты Кмольчас Поток №22 Поток №21
% мол Кмольчас% мол Кмольчас
СН4 0058 011 0058 - -
С2Н4 53558 9980 53558 - -
С2Н6 20885 009 0050 9843 22333
С3Н6 0255 - - 157 0356
Итого 74755 10000 53666 10000 22689
Таблица 13. Состав и производительность потоков №№ 22 и 21.
Поток №22 Поток №21
С2Н4 9984 1502498 - -
С2Н6 010 1505 9832 626514
Итого 10000 1504930 10000 637225
Таблица 14. Материальный баланс колонны депропанизации (К4)
Компоненты Кмольчас Поток №27 Поток №33
% мол Кмольчас % мол Кмольчас
С3Н6 154211 9386 154211 - -
С3Н8 9969 607 9969 - -
С4Н10 252293 007 0119 7209 252173
С5Н12 78773 - - 2252 78773
С6Н6 16482 - - 471 16482
С7Н8 2386 - - 068 2386
Итого 514114 10000 164300 10000 349814
Таблица 15. Состав и производительность
Поток №27 Поток №33
СоставРасход СоставРасход
С3Н6 9356 6489289 - -
С3Н8 634 439614 - -
С4Н10 010 6936 6709 1465732
С6Н6 - - 589 1287440
С7Н8 - - 101 219807
Итого 10000 6935839 10000 21848137
Таблица 16. Материальный баланс колонны разделения ППФ (К5)
Компоненты Кмольчас Поток №32 Поток №31
С3Н6 154211 9990 15421 - -
С3Н8 9969 010 015 9880 9822
С4Н10 0119 - - 120 0119
Итого 164300 10000 154358 10000 9941
Таблица 17. Состав и производительность
Поток №32 Поток №31
С3Н6 9990 6489289 - -
С3Н8 010 6496 9842 433118
Итого 10000 6495785 10000 440054
Таблица 18. Материальный баланс колонны
Компоненты Кмольчас Поток №37 Поток №38
С4Н10 252173 9992 252173 - -
С5Н12 78773 008 0203 8064 78570
С6Н6 16482 - - 1692 16482
С7Н8 2386 - - 245 2386
Итого 349814 10000 252377 10000 97438
Таблица 19. Состав и производительность
Поток №37 Поток №38
С4Н10 9990 14657315 - -
С5Н12 010 14672 7900 5668903
Итого 10000 14671987 10000 7176149
Таблица 20. Материальный баланс колонны депентанизации (К7)
Компоненты Кмольчас Поток №43 Поток №42
% мол Кмольчас % мол Кмольчас
С5Н12 78570 9991 78549 011 0021
С6Н6 16482 009 0073 8721 16410
С7Н8 2386 - - 1268 2386
Итого 97438 10000 78622 10000 18816
Таблица 21. Состав и производительность
Поток №43 Поток №42
С5Н12 999 5667400 01 1503
С6Н6 010 5673 8528 1281767
С7Н8 - - 1462 219807
Итого 10000 5673073 10000 1503076
3. Сводный баланс установки
Материальный баланс установки рассчитывается на основе уравнения:
Gсырья = GМФ + GЭтилен + GЭтан + GПропилен + GПропан + GБутан + GПентан+
Таблица 22. Материальный баланс установки разделения смеси УВ.
В данном случае материальный баланс выполняется.
В качестве основного продукта я выбрал бутан. Его содержание в сырье
которое поступает на разделение составляет 146643 кгч.
После колонны дебутанизации дистиллят состоит из бутана. Его на выходе
получаем 146719 кгч.
Рассчитаем коэффициент извлечения:
Т. к. коэффициент извлечения бутана составляет 099 достаточно
высокий то разработанную схему для разделения углеводородов заданного
состава можно считать эффективной.
Библиографический список
Нелин А.Г. «Основы проектирования и оборудование предприятий
органического и нефтехимического синтеза» учебное пособие
для курсового проектирования [текст] Нелин А.Г. Скутин
Е.Д. Давидан Г.М. – Омск 2006.- 60с.
Дронин А.П. Пугач И.А. Технология разделения углеводородных
газов. - М.”Химия” 1975.
Тимофеев В.С. Серафимов Л.А. «Принципы технологии основного
органического и нефтехимического синтеза».- М.: Высшая школа
Мозговой И. В. Технология производства мономеров [текст] И.
В. Мозговой А. Г. Нелин А.Г. – Омск 2000. – 108 с.
Скобло А.И. Молоканов Ю.К. Владимиров А.И. Щелкунов В.А.-
М. «Процессы и аппараты нефтегазопереработки и нефтехимии»
изд. "Недра" 2000. 677 с. ил.
«Основные процессы и аппараты химической технологии» пособие
по проектированию под ред. Ю. И. Дытнерского. М. «Химия»
Плановский А. Н. Процессы и аппараты химической технологии
[текст] Плановский А. Н. Рамм В. М. Каган С. З. – М.:
Химия 1968. – 847 с.
Пропиленовая фракция

TexCxema.frw