Разработка технологического процесса для разделения углеводородной смеси

КП-4%.doc

Министерство образования и науки Российской Федерации
Федеральное агентство по образованию
Омский государственный технический университет
Кафедра: «Химическая технология органических веществ»
Дисциплина: «Основы проектирования и оборудование предприятий органического
Пояснительная записка
тема: «Разработка технологического процесса для разделения углеводородной
смеси заданного состава»
Студент НХИ гр. ХТ- 432
«Основы проектирования и оборудование предприятий органического
Студент: Лукашин Евгений Русланович
Разработка технологического процесса для разделения углеводородной
смеси заданного состава
Состав углеводородной смеси:
№ Наименование: кг % км % Темп-ра
п. в час вес. в час мол. кип. оС
Итого: 1000 1000 1000
Годовая производительность т - 442000
Число часов непрерывной работы в году час –
Начальное давление Мпа –
Начальная температура 0С -
оборотная вода с начальной температурой 0С -
жидкий пропилен - (-18)
жидкий пропилен - (-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.
Разделение жидких углеводородов. Для разделения гомогенных систем в
химической технологии существуют массообменные процессы: сорбционные
процессы (адсорбция абсорбция хемосорбция) перегонка конденсация [1].
Сорбционными процессами называются такие процессы в которых
происходит поглощение вещества на поверхности раздела двух фаз независимо
от механизма поглощения. Частным случаем сорбции являются процессы
абсорбции и адсорбции. Абсорбцией называется сорбция газов при
проникновении его (диффузии) в массу сорбента (жидкость твердое тело)
приводящая к образованию раствора. Под адсорбцией понимают сгущение газа на
поверхности твердого вещества не сопровождающееся сжижением газа. В тех
случаях когда поглощаемый газ образует с поглотившим его веществом новое
химическое соединение процесс называется хемосорбцией.
Перегонка. Наиболее распространенным методом разделения смесей
жидкостей а также сжиженных смесей газов на составные части является
перегонка (дистилляция и ректификация) применяемая в различных вариантах.
Перегонка представляет собой процесс в котором разделяемая жидкая смесь
нагревается до кипения а образующийся пар отбирается и конденсируется. В
результате получают жидкость состав которой отличается от состава
первоначальной смеси. Повторяя много раз процессы испарения и конденсации
можно почти полностью разделить смесь на чистые составные части. Процесс
перегонки жидкости основан на том что жидкости составляющие смесь
обладают различной летучестью т. е. при одной и той же температуре
различной упругостью паров.
Применяемые способы перегонки могут быть в основном разбиты на две
Простая перегонка включая перегонку под вакуумом перегонку с водяным
Простая перегонка применяется для разделения смесей представляющих
собой легколетучее вещество с содержанием примесей нелетучих или весьма
труднолетучих веществ. Этот способ применяют главным образом для
предварительного грубого разделения сложных смесей для очистки веществ от
примесей смол загрязнений и т. д.
Перегонка под вакуумом и перегонка с водяным паром применяется для
разделения смесей состоящих из труднолетучего вещества содержащего
примеси нелетучего вещества. Этот способ позволяет производить разделение
при температурах ниже температуры кипения труднолетучего компонента.
Возгонка или сублимация применяется для очистки труднолетучего
продукта содержащего примеси нелетучих или труднолетучих веществ. Этот
способ основан на свойстве некоторых твердых тел обладающих высокой
упругостью паров переходить непосредственно из твердого состояния в пар
минуя жидкое состояние.
Ректификация – широко распространенный способ наиболее полного
разделения смесей летучих жидкостей частично или целиком растворимых друг
в друге. Ректификация представляет собой перегонку которая сопровождается
взаимодействием поднимающихся паров со стекающей навстречу жидкостью
(флегмой) полученной при частичной конденсации паров.
Конденсация – это процесс изобарного охлаждения газа (при постоянном
давлении) до температур при которых при данном давлении появляется жидкая
фаза. Разделение углеводородных газов методом конденсации осуществляется
путем охлаждения их до заданной температуры при постоянном давлении
сопровождающегося конденсацией извлекаемых из газов компонентов с
последующим разделением в сепараторах газовой и жидкой фаз.
В промышленности для переработки газов (на стадии фракционирования)
применяют следующие типовые процессы: конденсация абсорбция адсорбция
которые при выделении индивидуальных углеводородов обязательно
комбинируются с последующей ректификацией. В результате комбинации
появляются следующие способы: конденсационно-ректификационный абсорбционно-
ректификационный адсорбционно-ректификационный[].
При адсорбционно-ректификационном способе разделения газа используют
непрерывно действующие адсорберы 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
Для переработки газов широко используют абсорбционно-ректификационный
способ. Принцип этого способа состоит в том что газ промывают в
абсорбере под давлением и при охлаждении абсорбентом – «
поглотительным маслом» (при этом извлекаются в основном углеводороды
С3 - С5) а затем отгоняют растворенные в абсорбенте газы которые
после конденсации повергают дальнейшей ректификации. Регенерированный
абсорбент охлаждают и возвращают в абсорбер.
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-ректификационного 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.
б) 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.
Из состава заданной углеводородной смеси газов подлежащей
разделению можно выделить следующие фракции:
Метановая фракция (МФ)
Этановая фракция (ЭФ)
Пропановая фракция (ПФ)
Фракция (содержащая) углеводороды С4
Метановая фракция (МФ). Основным составляющим компонентом этой
фракции является метан. Метан является превосходным сырьем для получения
синтез-газа путем каталитической конверсии с водяным паром при высоких
температурах. Синтез-газ - это сырье для производства метанола. Содержание
примесей этана в метановой фракции не более 1% масс по отношению к метану.
Этановая фракция (ЭФ).
Этан - отправляется на пиролиз для получения этилена. Содержание
примесей пропана в этановой фракции не более 1% масс по отношению к этану.
Пропановая фракция (ПФ).
Содержание изо-бутилена не более 05% масс. так как пропан
направляется на пиролиз и содержание непредельных углеводородов должно быть
минимальным. Компонентами этой смеси являются пропан. – согласуйте
Пропан направляется на пиролиз с целью получения пропилена.
Фракция содержащая углеводороды С4.
Данная фракция является товарным продуктом которая содержит: н-бутан
изо-бутан н-бутен изо-бутен; целесообразно разделить на две фракции
Бутиленовая фракция. Примеси изо-бутана не должно превышать 01%
Бутановая фракция. Примеси н-бутилена не должно превышать 01%
Разработка и обоснование структурной схемы процесса.
Весь процесс разделения заданной смеси углеводородных газов можно
разделить на несколько стадий:
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 содержит мало
трудноконденсируемых газов таких как метан и имеет высокое исходное
давление.- ?! – не понятно. Уточните.
Итак на данную стадию направляется один поток – сырьё с
Р = 15 ата; t = 22 °C
А со стадии отправляются следующие потоки:
а) парожидкостная смесь с параметрами: Р = 422 ата; t = 16 °C
направляем на стадию предварительного охлаждения.
б) жидкость с сепаратора 1 ступени компримирования с параметрами: Р
= 126 ата; t = 16 °C направляем на стадию выделения метана. – откуда
А что жидкость из сепаратора 2-й ступени?
Уточните и обоснуйте число ступеней сжатия.
Предварительное охлаждение
Назначение: Создание низкой температуры необходимой для выделения
Для охлаждения газовой смеси используется внешний холодильный цикл
(охлаждают хладагентом который циркулирует в замкнутом цикле не
смешиваясь с разделяемой газовой смесью). Такие системы удобнее в
эксплуатации. Во внешних холодильных циклах используют хладагенты которые
высокую критическую температуру обеспечивающую конденсацию
паров хладагента водой или воздухом при умеренных давлении и
большую теплоту испарения для снижения расходы хладагента;
невысокую стоимость быть доступными неагрессивными и
В качестве хладагента чаще всего применяют углеводородные компоненты
полученные на ГФУ: метан этан этилен пропан и пропилен
Для получения температур от (-50) до (-100)°С используют этилен;
пропан применяют для охлаждения до (-35)°С и выше пропилен от (-45)°С и
выше. При низкотемпературном разделении углеводородных газовых смесей
обычно используют ступенчатое охлаждение потоков. Предварительное
охлаждение углеводородных смесей сопровождается значительным температурным
перепадом (до 50(70°С). При большой разности температур на входе и выходе
технологического потока охлаждение газов хладагентом кипящим при
постоянной температуре ведет к повышенному в 2-3 раза расходу энергии.
Поэтому значительно экономичнее каскадное многоступенчатое охлаждение.
Вначале газовую смесь охлаждают до 25(36 °С оборотной водой затем в
зависимости от необходимой температуры используют одно- или
многоступенчатое охлаждение хладагентами.
При прохождении через холодильник существует небольшая потеря давления
Таким образом на стадию охлаждения подан материальный поток
мат.граф с параметрами: Р = 422 ати; t = 16 °C.
А со стадии охлаждения отправляется ПЖС с параметрами: Р = 41 ати; t =
(-30)°C на стадию деметанизации для выделения метано-водородной фракции.
Для того чтобы выделить метано-водородную фракцию – но у Вас не
водорода?! Уточните. из углеводородной смеси путём конденсационно-
ректификационного способа необходимо использовать в качестве хладагента
жидкий этилен с параметром -99 °C так как при 41 ата критическая
температура метана -824 °C.
Таким образом на стадию деметанизации подан материальный поток с
параметрами: Р = 41 ати; t = (-30) °C.
А со стадии деметанизации отправляется два потока:
а) МВФ - ?! с параметрами: Р = 8 ати; t = (-105) °C направляется в
топливную сеть. – с такой температурой не возьмут!
б) Углеводородная смесь содержащая углеводороды С2 и выше с
параметрами: Р = 32 ати - почему? t = 50 °C- почему? направляется на
стадию деэтанизации для выделения этановой фракции.
Назначение: Выделение этановой фракции из углеводородной смеси.
Для того чтобы выделить этановую фракцию необходимо использовать в
качестве хладагента жидкий пропилен с параметром (-18)°C так как
критическая температура этилена 936 °C - откуда он у Вас? а этана 3245
Таким образом на стадию деэтанизации подан материальный поток с
параметрами: Р = 32 ати; t = 50 °C.
А со стадии деэтанизации отправляется два потока:
а) ЭФ с параметрами: Р = 315 ати; t = (-8) °C направляется на
б) Углеводородная смесь содержащая углеводороды С3 и выше с
параметрами: Р = 32 ати t = 63 °C направляется на стадию депропанизации
для выделения пропановой фракции.
Для того чтобы выделить пропановую фракцию - необходимо использовать в
качестве хладагента оборотную воду – для чего? из системы с параметром 25
°C так как критическая температура пропилена 92 °C – зачем это? а
Таким образом на стадию депропанизации подан материальный поток с
параметрами: Р = 25 ати - почему?; t = 63 °C- почему?.
А со стадии депропанизации отправляется два потока:
а) ПФ с параметрами: Р = 245 ати - почему?; t = 35 °C направляется
на пиролиз. – фазовое состояние?
б) Углеводородная смесь содержащая углеводороды С4 с параметрами: Р
= 25 ати t = 70 °C - почему? направляется на стадию дебутанизации для
выделения бутановой фракции и бутиленовой фракции.
Назначение: Выделение бутановой фракции из углеводородной смеси
состоящей из н-бутана и изо-бутана.
Для того чтобы выделить бутановую фракцию необходимо использовать в
качестве хладагента оборотную воду из системы с параметром 25 °C так как
критическая температура н-бутана 15216 °C.
Таким образом на стадию дебутанизации подан материальный поток с
параметрами: Р = 16 ати - почему?; t = 70 °C.
А со стадии дебутанизации отправляется два потока:
а) бутановая фракция с параметрами: Р = 155 ати; t = 38 °C- почему?
направляется для производства бутадиена.
б) Бутиленовая фракция содержащая н-бутилен и изо-бутилен с
параметрами: Р = 16 ати t = 103 °C- почему?.
Структурная схема процесса
Уточните состав и точку ввода потока №3 с учётом предполагаемого
Где цифрами обозначены материальные графы и их параметры:
- Исходное сырьё поданное на стадию компримирования с темепературой
°C давлением 15 ати;
- Газовая смесь после компримирования подаваемая на стадию
предварительное охлаждение с температурой 16 °C давлением 422 ати;
– Жидкость с сепараторов.
- Углеводородная смесь после предварительного охлаждения подаваемая
на стадию деметанизации с темепературой (-30)°C давлением 41 ати;
- Метановая фракция (МФ) с параметрами: Р = 86 ати; t = -100 °C;
- Метановая фракция (МФ) с параметрами: Р = 8 ати; t = -10 °C; - как
это?! Про это надо написать в разработке схемы с достаточным обоснованием.
Однако не отклоняйтесь от определения «структурная схема». Смотрите
- Углеводородная смесь после деметанизации с темепературой 50 °C
- Углеводородная смесь после деэтанизации с темепературой 63 °C
- Углеводородная смесь после депропанизации с темепературой 70 °C
- Бутановая фракция с темепературой 103 °C давлением 16 ати;
- Этановая фракция с темепературой (-8)°C; давлением 315 ати;
- Пропановая фракция с темепературой 35 °C давлением 245 ати;
- Бутиленовая фракция с темепературой 35 °C давлением 155 ати;
Разработка и обоснование технологической схемы.
Начните с определения: технологическая схема – это
1. Первая стадия технологической схемы - компримирование так как
исходная углеводородная смесь (далее УВС) имеет давление 15 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 22 °C и давлением
ата - подаётся сначала в сепаратор С1 для отделения жидких УВ. – откуда
они взялись? Уточните назначение С-1! Сепаратор С1 установлен для защиты
компрессора М1 от жидкой фазы которая может появиться например при
изменении состава сырья. – вот именно С низа сепаратора С1 выходит жидкий
поток 3 с температурой 22 °C и давлением 15 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. – почему? После первой
ступени сжатия поток 2 давлением 129 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 12 ата поступает на вторую стадию
компримирования где проходит процесс аналогичный процессу на первой
стадии УВС сжимается до 42 ата. После прохождения холодильников Т3 и Т4
направляется на стадию предварительного охлаждения.
С низа сепаратора С2 выходит жидкий поток 5 с температурой 16 °C и
давлением 12 ата который направляется в ёмкость Е1. Жидкость из ёмкости E1
направляется на стадию деэтанизации. – а что на структурной схеме?
2. Вторая стадия технологической схемы - предварительное
охлаждение. Углеводородная смесь охлаждается до (-50 °C) так как МФ имеет
низкую критическую температуру.
Материальный поток 6 после прохождения стадии компримирования с
температурой 16 °C и давлением 417 ата подаётся на стадию предварительного
охлаждения. В качестве хладагентов будут использованы жидкий пропилен с
температурой t = (-37)°C - а что параметр (-18)? 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).
3. Третья стадия технологической схемы - деметанизация - выделение
из углеводородной смеси метановой фракции.
На стадию поступает поток 7. – разве?! Уточните.
В колонне деметанизации К1 происходит выделение метановой фракции
которая уходит с верха колонны и направляется в дефлегматор Т8 (в качестве
хладагента используется жидкий этилен (-99) °C) для конденсации. После
дефлегматора Т7 МФ с температурой (-852) °C и давлением 427 ата через
трубчатый холодильник Т8 подаётся в детандер Д1 где происходит
дросселирование сжатого газа в результате чего температура понижается до
-120°C а давление до 8 ата. Полученный низкотемпературный поток 10
подаётся в качестве хладагента в теплообменник Т8. Далее поток используется
в теплообменниках Т5 и Т7 после которых с температурой -10°C подаётся на
С низа колонны деметанизации жидкая УВС с температурой 12 °C –
почему? Как определили? и давлением 409 ата направляется на деэтанизацию
4. Четвёртая стадия технологической схемы - деэтанизация -
выделение из углеводородной смеси этановой фракции.
На данную стадию поступает поток УВС после деметанизации с
температурой 12 °C и давлением 409 ата (поток 14) а также поток 15 с
ёмкости Е1. Поток 15 подаётся в нижнюю часть колонны так как он более
насыщен тяжёлыми углеводородами чем поток 14. С верха колонны газообразная
ЭЭФ направляется в дефлегматор Т11 (в качестве хладагента используется
жидкий пропилен (-18) °C) для конденсации. После дефлегматора ЭФ с
температурой 0 °C и давлением 414 ата поток делится на флегму (поток 17) и
ЭФ (поток 19). Флегма насосом Н2 направляется на орошение в колонну К2 а
ЭФ выводится из технологической схемы.
С низа ректификационной колонны К2 часть жидкой фракции направляется
в кипятильник Т12 где полностью испаряется и возвращается в колонну.
Жидкость из куба колонны направляется на стадию депропанизации (поток
5. Пятая стадия технологической схемы - депропанизация - выделение
из углеводородной смеси пропановой фракции.
На данную стадию поступает поток УВС после деэтанизации с
температурой 80 °C и давлением 352 ата (поток 20). С верха колонны
газообразная ПФ направляется в дефлегматор Т13 (в качестве хладагента
используется вода 25 °C) для конденсации. После дефлегматора ПФ с
температурой 80 °C и давлением 325 ата поток делится на флегму (поток 22)
и ПФ (поток 24). Флегма насосом Н4 направляется на орошение в колонну а ПФ
выводится из технологической схемы.
С низа ректификационной колонны К3 часть жидкой бутановой фракции
направляется в кипятильник Т14 где полностью испаряется и возвращается в
колонну для проведения процесса ректификации.
Жидкость из куба колонны направляется на стадию разделения бутановой
6. Шестая стадия технологической схемы – разделение бутан-
бутиленовой фракции на бутановую и бутиленовую фракции.
УВС с температурой 80 °C и давлением 352 ата поступает в
ректификационную колонну разделения БФ К4. С верха колонны газовая
бутиленовая фракция направляется в дефлегматор Т15 (в качестве хладагента
используется вода 25 °C) для конденсации. После дефлегматора бутиленовая
фракция с температурой 744 °C и давлением 335 ата делится на флегму
(поток 27) и готовый продукт – бутиленовую фракцию (поток 30). Флегма
посредством насоса Н5 возвращается в колонну К4 для орошения.
С низа ректификационной колонны К4 часть жидкой бутановой фракции
направляется в кипятильник Т16 где полностью испаряется и возвращается в
колонну. Бутановая фракция с низа колонны направляется на производство
бутилена (поток 29).
Обратите внимание на название раздела: разработка и обоснование(!)
Доработать и привести в соответствие со структурной схемой.
Принципиальная технологическая схема основных материальных потоков
Цифрами обозначены материальные потоки и их параметры:
- Исходное сырьё поданное на стадию компримирования с температурой
°C давлением 15 ата;
– ПЖС после прохождения компрессора М1 направляемая в холодильник
Т1 для охлаждения с температурой 105 °C давлением 129 ата;
– Жидкая смесь после прохождения сепаратора С1 направляемая в
ёмкость Е1 с температурой 22 °C давлением 15 ата;
– Газовая смесь после прохождения сепаратора С2 направляемая в
компрессор М1 с температурой 16 °C давлением 126 ата;
– Жидкость с сепаратора С2 первой ступени компримирования
подаваемая в ёмкость Е1 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;
– ПЖС после прохождения холодильника Т7 направляемая в колонну К1
для разделения с температурой (-50) °C давлением 438 ата;
– ПЖС с верха колонны К1 направляемая в дефлегматор Т8 для
конденсации с температурой (-852) °C и давлением 424 ата;
– Жидкость направляемая в колонну К1 для орошения с температурой (-
0) °C и давлением 421 ата;
– МФ после детандера Д1 направляемая в трубчатый холодильник Т9 с
температурой (-102) °C и давлением 86 ата;
– МФ после трубчатого холодильника Т9 направляемая на теплообмен
с температурой (-100) °C и давлением 8 ата;
– МФ после холодильников Т5 и Т7 направляемая на конверсию с
температурой (-10) °C и давлением 6 ата;
– Газовая смесь из кипятильника Т8 направляемая под первую
тарелку колонны К1 с температурой 15 °C и давлением 426 ата;[10]
– Жидкость с низа колонны К1 направляемая для разделения в
колонну К2 с температурой 12 °C и давлением 429 ата;
– Жидкость из ёмкости Е1 направляемая для разделения в колонну К2
с температурой 16 °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 Т11 направляемая насосом Н2 в колонну
К2 для орошения с температурой 7 °C и давлением 435 ата;
– Газовая смесь из кипятильника Т12 направляемая под первую
тарелку колонны К2 с температурой 843 °C давлением 392 ата;
– ЭФ с верха колонны К2 подаваемая на склад готовой продукции с
температурой 8 °C; давлением 414 ата;
– Жидкость с низа колонны К2 направляемая для разделения в
колонну К3 с температурой 833 °C давлением 395 ата;
– ПЖС с верха колонны К3 направляемая в дефлегматор Т13 для
конденсации с температурой 3 °C и давлением 398 ата;
– Жидкость с дефлегматора Т13 направляемая насосом Н3 в колонну
К3 для орошения с температурой 7 °C и давлением 435 ата;
– Газовая смесь из кипятильника Т14 направляемая под первую
тарелку колонны К3 с температурой 22 °C и давлением 383 ата;
– Пропановая фракция направляемая для производства пропилена (на
процесс пиролиза) с температурой 86 °C и давлением 35 ата;
– Жидкость с низа колонны К3 направляемая для разделения в
колонну К4 с температурой 1481 °C давлением 335 ата;
– ПЖС с верха колонны К4 направляемая в дефлегматор Т15 для
конденсации с температурой 82 °C давлением 35 ата;
– Жидкость с дефлегматора Т15 направляемая насосом Н4 в колонну
К4 для орошения с температурой 148°C давлением 355 ата;
тарелку колонны К4 с температурой 1491 °C давлением 331 ата;
– Бутановая фракция (на дегидрирование) с температурой 1384 °C
– Бутиленовая фракция (на дегидрирование) с температурой 1584 °C
Расчет материального баланса
Состав углеводородной смеси Таблица 3 - ?
№ НАИМЕНОВАНИЕ % кгчас кМчас %
Годовая производительность тн - 442000
Число часов непрерывной работы в году - 8520
Исходная температура 0С - ?
Исходное давление ата - ?
По заданной годовой производительности и числу часов непрерывной
работы в году рассчитываем часовую производительность системы по
Производим расчет материального баланса сепараторов - ?
Производим расчет материального баланса ректификационных колонн- ?
Рассчитываем сводный баланс установки разделения углеводородной
1 Расчёт производительности
2 Расчёт таблиц материальных графов «количество и состав».
Состав углеводородной смеси.
Часовая производительность по сырью.
Производится пересчет мольных долей компонентов смеси в массовые
При известном массовом составе смеси рассчитывается массовая
производительность каждого компонента
Для того чтобы рассчитать массовый расход каждого компонента в смеси
необходимо перевести мольный состав смеси в весовой.
Если известны мольные доли компонентов пересчёт в массовые доли аi
проводят по формуле:
где аi - массовые доли компонентов
xi - мольные доли компонентов
Мi - молекулярная масса компонента i
Зная весовой 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 20 1071515 16043 66791 657
С2 Н6 25 1339394 30070 44543 438
С3 Н8 30 1607273 44097 36449 358
i-С4 Н8 85 4553939 56108 81164 798
н-С4 Н8 420 22501818 56108 401047 3943
i-С4 Н10 220 11786667 58124 202785 1994
н-С4 Н10 200 10715152 58124 184350 1812
Итого 1000 53575758 ? 1017128 1000
СН4 0066 189370 1947312 00004 00788
С2 Н6 0044 22294 229000 00045 00993
С3 Н8 0036 13276 136261 00018 00234
i-С4 Н8 0080 34983 35694 01628 05694
н-С4 Н8 0394 28845 29381 00163 00471
i-С4 Н10 0199 07003 06918 02183 01529
н-С4 Н10 0181 01842 01611 00745 00137
Итого 10 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
Расчёт сепаратора С2 произведён в прикладной программе «HYSYS» по
методике описанной в [1112]
После сепаратора С2 выделяется жидкий поток №5 и газовый поток №4
результаты вычислений сведены в таблицу №6:
Таблица №6 материальный баланс сепаратора С2
Наимено- Поток на входе Поток №4 (газ) Поток №5 (жидкость)
Расход Состав Расход Состав %Расход Состав
кг в час % масс кг в час масс кг в час % масс
СН4 1071515 20 1063257 220 8259 016
С2 Н6 1339394 25 1308094 270 31300 061
С3 Н8 1607273 30 1522634 314 84639 164
i-С4 Н8 4553939 85 4104213 848 449727 873
н-С4 Н8 22501818 420 20231967 4178 2269851 4405
i-С4 Н10 11786667 220 10690943 2208 1095724 2126
н-С4 Н10 10715152 200 9501390 1962 1213761 2355
Итого 53575758 1000 48422498 10000 5153260 10000
2.3. Поток №11. Жидкость с верха колонны К1.
Питанием колонны является поток №7.
Таблица 7. Количество и состав потока №7.
№ НаименоСостав Мол. Состав Количество
ппвание потока масса потока №6 в потоке №7
СН4 716 16043 0022 1063257 66276
С2 Н6 470 30070 0027 1308094 43502
С3 Н8 373 44097 0031 1522634 34529
i-С4 Н8790 56108 0085 4104213 73149
н-С4 Н83896 56108 0418 20231967 360592
i-С4 1988 58124 0221 10690943 183933
н-С4 1766 58124 0196 9501390 163468
ИТОГО 100 5267 1.0 48422498 925448
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 С3Н8 – н-С4Н10 в
дистилляте равно нулю.
Т.е. х”R1= 0; y”D(3÷7)= 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)
Подставляя в эти уравнения известные нам величины и исключая R из
уравнений (2) – (8) с помощью (1) получим:
0*0.072 = D*y’D1 + (100-D)*0 (2’)
0*0.047 = D*0054 + (100-D)*x’R2 (3’)
0*0.037 = D*0 + (100-D)*x’R3 (4’)
0*0.079 = D*0 + (100-D)*x’R4 (5’)
0*0.389 = D*0 + (100-D)*x’R5 (6’)
0*0.199 = D*0 + (100-D)*x’R6 (7’)
0*0.176 = D*0 + (100-D)*x’R7 (8’)
Суммируя (3’) - (8’) получаем:
8 = D*0054 + (100 – D) *(x’R2 + x’R3+ x’R4+ x’R5+ x’R6+ x’R7)
но по условию разделения известно что
x’R2 + x’R3+ x’R4+ x’R5+ x’R6+ x’R7 = 1
Мольные доли остальных компонентов в дистилляте и остатке:
Из (2’): y’D1 = 679 : 683 = 0995
Из (3’): х’R2 = 47 : 9317 = 0050
Из (4’): x’R3 = 37 : 9317 = 0040
Из (5’): x’R4 = 79 : 9317 = 0085
Из (6’): x’R5 = 390 : 9317 = 0419
Из (7’): x’R6 = 199 : 9317 = 0214
Из (8’): x’R7 = 177 : 9317 = 0190
Если расход сырья 925448 кмольчас то количество дистиллята
определим по соотношению:
D = [pic] = 66276 кмольчас
а количество остатка определим по разнице: 9255 – 663 = 8588
Пересчёт мольных расходов и долей в массовые ведётся по известной
Результаты вычислений сведём в таблицы 8 и 9:
Таблица 8. Материальный баланс колонны деметанизации (К1)
Сырьё Дистиллят D Остаток R
Компоненты кмольчас Поток № 11 Поток № 14
Состав Расход Состав Расход
% мол кмольчас% мол кмольчас
СН4 66791 9946 66276 - -
С2 Н6 44543 054 0357 502 43145
С3 Н8 36449 - - 402 34529
i-С4 Н8 81164 - - 852 73149
н-С4 Н8 401047 - - 4199 360592
i-С4 Н10 202785 - - 2142 183933
н-С4 Н10 184350 - - 1903 163468
Итого 1017128 10000 66633 10000 858815
Используйте подстрочный шрифт.
Таблица 9. Состав и производительность
Поток № 11 Поток № 14
СоставРасход СоставРасход
%масс Кгчас %масс Кгчас
С2 Н6 1 10740 274 1297354
С3 Н8 - - 322 1522634
i-С4 Н8 - - 867 4104213
н-С4 Н8 - - 4273 20231967
i-С4 Н10 - - 2258 10690943
н-С4 Н10 - - 2007 9501390
Итого 100 1073997 10000 47348501
Расчёт колонн К2-К4 аналогичен расчёту колонны деметанизации
результаты расчётов сведены в таблицы №№ 10-15:
Питание деэтанизатора=поток№14(жидкость с низа колонны
К1)+поток№15(жидкость с сепаратора С2)
Таблица 10. Материальный баланс колонны деэтанизации (К2)
Питание Дистиллят D Остаток R
Компоненты Кмольчас Поток № 19 Поток № 20
% мол Кмольчас% мол Кмольчас
СН4 0515 114 0515 - -
С2 Н6 44186 9818 44186 - -
С3 Н8 36449 068 0306 399 36142
i-С4 Н8 81164 - - 896 81164
н-С4 Н8 401047 - - 4429 401047
i-С4 Н10 202785 - - 2240 202785
н-С4 Н10 184350 - - 2036 184350
Итого 950495 10000 45007 10000 905488
Таблица 11. Состав и производительность
Поток № 19 Поток № 20
С2 Н6 9839 1328654 - -
С3 Н8 100 13504 312 1593769
i-С4 Н8 - - 890 4553940
н-С4 Н8 - - 4399 22501818
i-С4 Н10 - - 2304 11786667
н-С4 Н10 - - 2095 10715151
Итого 10000 1350417 10000 51151345
Таблица 12. Материальный баланс колонны депропанизации (К3)
Компоненты Кмольчас Поток № 24 Поток № 25
С3 Н8 36142 9961 36142 - -
i-С4 Н8 81164 039 0143 932 81022
н-С4 Н8 401047 - - 4614 401047
i-С4 Н10 202785 - - 2333 202785
н-С4 Н10 184350 - - 2121 184350
Итого 905488 10000 36285 10000 869203
Таблица 13. Состав и производительность потоков
Поток №24 Поток №25
Состав Расход СоставРасход
С3 Н8 995 1593769 - -
i-С4 Н8 05 8009 917 4545931
н-С4 Н8 - - 4541 22501818
i-С4 Н10 - - 2379 11786667
н-С4 Н10 - - 2163 10715151
Итого 10000 1601778 10000 49549567
Таблица 14. Материальный баланс колонны разделения ББФ (К4)
Компоненты Кмольчас Поток № 30 Поток № 29
% мол Кмольчас% мол Кмольчас
i-С4 Н8 81022 1679 81022 - -
н-С4 Н8 401047 8311 401047 - -
i-С4 Н10 202785 010 0466 5232 202319
н-С4 Н10 184350 - - 4768 184350
Итого 869203 10000 482534 10000 386669
Таблица 15. Состав и производительность
Поток № 30 Поток № 29
i-С4 Н8 1679 4545931 - -
н-С4 Н8 8311 22501818 - -
i-С4 Н10 01 27075 2373 11759592
Итого 10000 27074824 4536 49549567
3. Сводный баланс установки
Материальный баланс установки рассчитывается на основе уравнения:
Gсырья = GМФ + GЭФ + GПФ + GБутаны + GБутилены
В данном случае материальный баланс выполняется.
В качестве основного продукта я выбрал нормальный бутилен. Его
содержание в сырье которое поступает на разделение составляет 4553939
После колонны разделения ППФ дистиллят состоит из пропилена. Его на
выходе получаем 4545931 кгч. – а при чём пропилен?
Рассчитаем коэффициент извлечения чего?:
Т. к. коэффициент извлечения нормального бутилена составляет 099
достаточно высокий то разработанную схему для разделения углеводородов
заданного состава можно считать эффективной. – неправильно! Разберитесь и
Касаткин А.Г. «Основные процессы и аппараты химической технологии»
М.: Химия 1973 754 стр.
Мозговой И. В. Нелин А. Г. «Технология производства мономеров»
Монография. Омск: Изд-во ОмГТУ 2000. 108 с.
Григорьев И. С. Физические величины. Справочник [текст] Григорьев И.
С. Мейлихов Е. З. - М.:Энергоатомиздат 1991. - 968 с.
Дронин А. П. Технология разделения углеводородных газов [текст]
Дронин А. П. Пугач И. А. - М.: Химия 1976. - 176 с.
Золотов Ю. А. Химическая энциклопедия (том 3) [текст] Золотов Ю. А.
Кабанов В. А. - М.: Большая российская энциклопедия1992. - 891 с.
Мозговой И. В. Технология производства мономеров [текст] И. В.
Мозговой А. Г. Нелин - Омск 2000. - 108 с.
Доработать и представить на проверку!

КП-5.doc

Министерство образования и науки Российской Федерации
Федеральное агентство по образованию
Омский государственный технический университет
Кафедра: «Химическая технология органических веществ»
Дисциплина: «Основы проектирования и оборудование предприятий органического
Пояснительная записка
тема: «Разработка технологического процесса для разделения углеводородной
смеси заданного состава»
Студент НХИ гр. ХТ- 432
«Основы проектирования и оборудование предприятий органического
Студент: Лукашин Евгений Русланович
Разработка технологического процесса для разделения углеводородной
смеси заданного состава
Состав углеводородной смеси:
№ Наименование: кг % км % Темп-ра
п. в час вес. в час мол. кип. оС
Итого: 1000 1000 1000
Годовая производительность т - 442000
Число часов непрерывной работы в году час –
Начальное давление Мпа –
Начальная температура 0С -
оборотная вода с начальной температурой 0С -
жидкий пропилен - (-18)
жидкий пропилен - (-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.
Разделение жидких углеводородов. Для разделения гомогенных систем в
химической технологии существуют массообменные процессы: сорбционные
процессы (адсорбция абсорбция хемосорбция) перегонка конденсация [1].
Сорбционными процессами называются такие процессы в которых
происходит поглощение вещества на поверхности раздела двух фаз независимо
от механизма поглощения. Частным случаем сорбции являются процессы
абсорбции и адсорбции. Абсорбцией называется сорбция газов при
проникновении его (диффузии) в массу сорбента (жидкость твердое тело)
приводящая к образованию раствора. Под адсорбцией понимают сгущение газа на
поверхности твердого вещества не сопровождающееся сжижением газа. В тех
случаях когда поглощаемый газ образует с поглотившим его веществом новое
химическое соединение процесс называется хемосорбцией.
Перегонка. Наиболее распространенным методом разделения смесей
жидкостей а также сжиженных смесей газов на составные части является
перегонка (дистилляция и ректификация) применяемая в различных вариантах.
Перегонка представляет собой процесс в котором разделяемая жидкая смесь
нагревается до кипения а образующийся пар отбирается и конденсируется. В
результате получают жидкость состав которой отличается от состава
первоначальной смеси. Повторяя много раз процессы испарения и конденсации
можно почти полностью разделить смесь на чистые составные части. Процесс
перегонки жидкости основан на том что жидкости составляющие смесь
обладают различной летучестью т. е. при одной и той же температуре
различной упругостью паров.
Применяемые способы перегонки могут быть в основном разбиты на две
Простая перегонка включая перегонку под вакуумом перегонку с водяным
Простая перегонка применяется для разделения смесей представляющих
собой легколетучее вещество с содержанием примесей нелетучих или весьма
труднолетучих веществ. Этот способ применяют главным образом для
предварительного грубого разделения сложных смесей для очистки веществ от
примесей смол загрязнений и т. д.
Перегонка под вакуумом и перегонка с водяным паром применяется для
разделения смесей состоящих из труднолетучего вещества содержащего
примеси нелетучего вещества. Этот способ позволяет производить разделение
при температурах ниже температуры кипения труднолетучего компонента.
Возгонка или сублимация применяется для очистки труднолетучего
продукта содержащего примеси нелетучих или труднолетучих веществ. Этот
способ основан на свойстве некоторых твердых тел обладающих высокой
упругостью паров переходить непосредственно из твердого состояния в пар
минуя жидкое состояние.
Ректификация – широко распространенный способ наиболее полного
разделения смесей летучих жидкостей частично или целиком растворимых друг
в друге. Ректификация представляет собой перегонку которая сопровождается
взаимодействием поднимающихся паров со стекающей навстречу жидкостью
(флегмой) полученной при частичной конденсации паров.
Конденсация – это процесс изобарного охлаждения газа (при постоянном
давлении) до температур при которых при данном давлении появляется жидкая
фаза. Разделение углеводородных газов методом конденсации осуществляется
путем охлаждения их до заданной температуры при постоянном давлении
сопровождающегося конденсацией извлекаемых из газов компонентов с
последующим разделением в сепараторах газовой и жидкой фаз.
В промышленности для переработки газов (на стадии фракционирования)
применяют следующие типовые процессы: конденсация абсорбция адсорбция
которые при выделении индивидуальных углеводородов обязательно
комбинируются с последующей ректификацией. В результате комбинации
появляются следующие способы: конденсационно-ректификационный абсорбционно-
ректификационный адсорбционно-ректификационный[].
При адсорбционно-ректификационном способе разделения газа используют
непрерывно действующие адсорберы 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
Для переработки газов широко используют абсорбционно-ректификационный
способ. Принцип этого способа состоит в том что газ промывают в
абсорбере под давлением и при охлаждении абсорбентом – «
поглотительным маслом» (при этом извлекаются в основном углеводороды
С3 - С5) а затем отгоняют растворенные в абсорбенте газы которые
после конденсации повергают дальнейшей ректификации. Регенерированный
абсорбент охлаждают и возвращают в абсорбер.
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-ректификационного 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.
б) 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.
Из состава заданной углеводородной смеси газов подлежащей
разделению можно выделить следующие фракции:
Метановая фракция (МФ)
Этановая фракция (ЭФ)
Пропановая фракция (ПФ)
Фракция (содержащая) углеводороды С4
Метановая фракция (МФ). Основным составляющим компонентом этой
фракции является метан. Метан является превосходным сырьем для получения
синтез-газа путем каталитической конверсии с водяным паром при высоких
температурах. Синтез-газ - это сырье для производства метанола. Содержание
примесей этана в метановой фракции не более 1% масс по отношению к метану.
Этановая фракция (ЭФ).
Этан - отправляется на пиролиз для получения этилена. Содержание
примесей пропана в этановой фракции не более 1% масс по отношению к этану.
Пропановая фракция (ПФ).
Содержание изо-бутилена не более 05% масс. так как пропан
направляется на пиролиз и содержание непредельных углеводородов должно быть
минимальным. Основным компонентом этой смеси являются пропан. Пропан
направляется на пиролиз с целью получения пропилена.
Фракция содержащая углеводороды С4.
Данная фракция является товарным продуктом которая содержит: н-бутан
изо-бутан н-бутен изо-бутен; целесообразно разделить на две фракции
Бутиленовая фракция. Примеси изо-бутана не должно превышать 01%
Бутановая фракция. Примеси н-бутилена не должно превышать 01%
Разработка и обоснование структурной схемы процесса.
Весь процесс разделения заданной смеси углеводородных газов можно
разделить на несколько стадий:
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 содержит мало
трудноконденсируемых газов таких как метан и вообще не содержит водорода.
Итак на данную стадию направляется один поток – сырьё с параметрами:
Р = 15 ата; t = 22 °C
А со стадии отправляются следующие потоки:
а) парожидкостная смесь с параметрами: Р = 422 ата; t = 16 °C
направляем на стадию предварительного охлаждения.
б) жидкость с сепаратора 1 ступени компримирования с параметрами: Р
= 126 ата; t = 16 °C направляем на стадию деэтанизации.
Предварительное охлаждение
Назначение: Создание низкой температуры необходимой для выделения
Для охлаждения газовой смеси используется внешний холодильный цикл
(охлаждают хладагентом который циркулирует в замкнутом цикле не
смешиваясь с разделяемой газовой смесью). Такие системы удобнее в
эксплуатации. Во внешних холодильных циклах используют хладагенты которые
высокую критическую температуру обеспечивающую конденсацию
паров хладагента водой или воздухом при умеренных давлении и
большую теплоту испарения для снижения расходы хладагента;
невысокую стоимость быть доступными неагрессивными и
В качестве хладагента чаще всего применяют углеводородные компоненты
полученные на ГФУ: метан этан этилен пропан и пропилен
Для получения температур от (-50) до (-100)°С используют этилен;
пропан применяют для охлаждения до (-35)°С и выше пропилен от (-45)°С и
выше. При низкотемпературном разделении углеводородных газовых смесей
обычно используют ступенчатое охлаждение потоков. Предварительное
охлаждение углеводородных смесей сопровождается значительным температурным
перепадом (до 50(70°С). При большой разности температур на входе и выходе
технологического потока охлаждение газов хладагентом кипящим при
постоянной температуре ведет к повышенному в 2-3 раза расходу энергии.
Поэтому значительно экономичнее каскадное многоступенчатое охлаждение.
Вначале газовую смесь охлаждают до 25(36 °С оборотной водой затем в
зависимости от необходимой температуры используют одно- или
многоступенчатое охлаждение хладагентами.
При прохождении через холодильник существует небольшая потеря давления
Таким образом на стадию охлаждения подан материальный поток
мат.граф с параметрами: Р = 422 ати; t = 16 °C.
А со стадии охлаждения отправляется ПЖС с параметрами: Р = 41 ати; t =
(-30)°C на стадию деметанизации для выделения метано-водородной фракции.
Для того чтобы выделить метановую фракцию из углеводородной смеси
путём конденсационно-ректификационного способа необходимо использовать в
качестве хладагента жидкий этилен с параметром -99 °C так как при 41 ата
критическая температура метана -824 °C.
Таким образом на стадию деметанизации подан материальный поток с
параметрами: Р = 41 ати; t = (-30) °C.
А со стадии деметанизации отправляется два потока:
а) МФ - с параметрами: Р = 8 ати; t = (-105) °C направляется
сначала на охлаждение исходной смеси затем в топливную сеть.
б) Углеводородная смесь содержащая углеводороды С2 и выше с
параметрами: Р = 38 ати t = 20 °C- направляется на стадию деэтанизации для
выделения этановой фракции.
Назначение: Выделение этановой фракции из углеводородной смеси.
Для того чтобы выделить этановую фракцию необходимо использовать в
качестве хладагента жидкий пропилен с параметром (-18)°C так как
критическая температура этана 3245 °С.
Таким образом на стадию деэтанизации подан материальный поток с
параметрами: Р = 32 ати; t = 50 °C.
А со стадии деэтанизации отправляется два потока:
а) ЭФ с параметрами: Р = 315 ати; t = (-8) °C направляется на
б) Углеводородная смесь содержащая углеводороды С3 и выше с
параметрами: Р = 32 ати t = 63 °C направляется на стадию депропанизации
для выделения пропановой фракции.
Для того чтобы выделить пропановую фракцию - необходимо использовать в
качестве хладагента оборотную воду с параметром 25 °C так как критическая
температура пропана 9682 °С.
Таким образом на стадию депропанизации подан материальный поток с
параметрами: Р = 32 ати; t = 63 °C.
А со стадии депропанизации отправляется два потока:
а) Жидкая ПФ с параметрами: Р = 285 ати; t = 35 °C направляется на
б) Углеводородная смесь содержащая углеводороды С4 с параметрами: Р
= 25 ати t = 70 °C направляется на стадию дебутанизации для выделения
бутановой фракции и бутиленовой фракции.
Назначение: Выделение бутановой фракции из углеводородной смеси
состоящей из н-бутана и изо-бутана.
Для того чтобы выделить бутановую фракцию необходимо использовать в
качестве хладагента оборотную воду из системы с параметром 25 °C так как
критическая температура н-бутана 15216 °C.
Таким образом на стадию дебутанизации подан материальный поток с
параметрами: Р = 25 ати; t = 70 °C.
А со стадии дебутанизации отправляется два потока:
а) бутановая фракция с параметрами: Р = 205 ати; t = 38 °C
направляется для производства бутадиена.
б) Бутиленовая фракция содержащая н-бутилен и изо-бутилен с
параметрами: Р = 16 ати t = 103 °C
Структурная схема процесса
Где цифрами обозначены материальные графы и их параметры:
- Исходное сырьё поданное на стадию компримирования с темепературой
°C давлением 15 ати;
- Газовая смесь после компримирования подаваемая на стадию
предварительное охлаждение с температурой 16 °C давлением 422 ати;
– Жидкость с сепараторов.
- Углеводородная смесь после предварительного охлаждения подаваемая
на стадию деметанизации с темепературой (-30)°C давлением 41 ати;
- Метановая фракция (МФ) с параметрами: Р = 86 ати; t = -100 °C;
- Метановая фракция (МФ) с параметрами: Р = 8 ати; t = -10 °C;
- Углеводородная смесь после деметанизации с темепературой 50 °C
- Углеводородная смесь после деэтанизации с темепературой 63 °C
- Углеводородная смесь после депропанизации с темепературой 70 °C
- Бутановая фракция с темепературой 103 °C давлением 16 ати;
- Этановая фракция с темепературой (-8)°C; давлением 315 ати;
- Пропановая фракция с темепературой 35 °C давлением 245 ати;
- Бутиленовая фракция с темепературой 35 °C давлением 155 ати;
Разработка и обоснование технологической схемы.
1. Первая стадия технологической схемы - компримирование так как
исходная углеводородная смесь (далее УВС) имеет давление 15 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 22 °C и давлением
ата - подаётся сначала в сепаратор С1. 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 22 °C и давлением 15 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 129
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 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 12 ата
поступает на вторую стадию компримирования где проходит процесс
аналогичный процессу на первой стадии УВС сжимается до 42 ата. После
прохождения холодильников Т3 и Т4 направляется на стадию предварительного
С низа сепаратора С2 выходит жидкий поток 5 с температурой 16 °C и
давлением 12 ата который направляется в ёмкость Е1. Жидкость из ёмкости E1
направляется на стадию деэтанизации.
2. Вторая стадия технологической схемы - предварительное
охлаждение. Углеводородная смесь охлаждается до (-50 °C) так как МФ имеет
низкую критическую температуру.
Материальный поток 6 после прохождения стадии компримирования с
температурой 16 °C и давлением 417 ата подаётся на стадию предварительного
охлаждения. В качестве хладагентов будут последовательно использованы
хладагенты с параметрами : t = (-18)°C t = (-37)°C и t = (-56)°C. После
прохождения холодильника Т3 смесь охладится до температуры (-13) °C и будет
иметь давление 414 ата после прохождения холодильника Т4 смесь охладится
до температуры (-32) °C и будет иметь давление 441 ата и после
холодильника Т6 смесь охладится до температуры (-50) °C и будет иметь
3. Третья стадия технологической схемы - деметанизация - выделение
из углеводородной смеси метановой фракции.
На стадию поступает поток 7. В колонне деметанизации К1 происходит
выделение метановой фракции которая уходит с верха колонны и направляется
в дефлегматор Т8 (в качестве хладагента используется жидкий этилен (-99)
°C) для конденсации. После дефлегматора Т7 МФ с температурой (-852) °C и
давлением 394 ата через трубчатый холодильник Т8 подаётся в детандер Д1
где происходит дросселирование сжатого газа в результате чего температура
понижается до -120°C а давление до 8 ата. Полученный низкотемпературный
поток 10 подаётся в качестве хладагента в теплообменник Т8. Далее поток
используется в теплообменниках Т5 и Т7 после которых с температурой -10°C
подаётся на конверсию.
С низа колонны деметанизации жидкая УВС с температурой 12 °C и
давлением 389 ата направляется на деэтанизацию (поток 14).
4. Четвёртая стадия технологической схемы - деэтанизация -
выделение из углеводородной смеси этановой фракции.
На данную стадию поступает поток УВС после деметанизации с
температурой 12 °C и давлением 409 ата (поток 14) а также поток 15 с
ёмкости Е1. Поток 15 подаётся в нижнюю часть колонны так как он более
насыщен тяжёлыми углеводородами чем поток 14. С верха колонны газообразная
ЭЭФ направляется в дефлегматор Т11 (в качестве хладагента используется
жидкий пропилен (-18) °C) для конденсации. После дефлегматора ЭФ с
температурой 0 °C и давлением 414 ата поток делится на флегму (поток 17) и
ЭФ (поток 19). Флегма насосом Н2 направляется на орошение в колонну К2 а
ЭФ выводится из технологической схемы.
С низа ректификационной колонны К2 часть жидкой фракции направляется
в кипятильник Т12 где полностью испаряется и возвращается в колонну.
Жидкость из куба колонны направляется на стадию депропанизации (поток
5. Пятая стадия технологической схемы - депропанизация - выделение
из углеводородной смеси пропановой фракции.
На данную стадию поступает поток УВС после деэтанизации с
температурой 80 °C и давлением 352 ата (поток 20). С верха колонны
газообразная ПФ направляется в дефлегматор Т13 (в качестве хладагента
используется вода 25 °C) для конденсации. После дефлегматора ПФ с
температурой 80 °C и давлением 325 ата поток делится на флегму (поток 22)
и ПФ (поток 24). Флегма насосом Н4 направляется на орошение в колонну а ПФ
выводится из технологической схемы.
С низа ректификационной колонны К3 часть жидкой бутановой фракции
направляется в кипятильник Т14 где полностью испаряется и возвращается в
колонну для проведения процесса ректификации.
Жидкость из куба колонны направляется на стадию разделения бутановой
6. Шестая стадия технологической схемы – разделение бутан-
бутиленовой фракции на бутановую и бутиленовую фракции.
УВС с температурой 80 °C и давлением 352 ата поступает в
ректификационную колонну разделения БФ К4. С верха колонны газовая
бутиленовая фракция направляется в дефлегматор Т15 (в качестве хладагента
используется вода 25 °C) для конденсации. После дефлегматора бутиленовая
фракция с температурой 744 °C и давлением 335 ата делится на флегму
(поток 27) и готовый продукт – бутиленовую фракцию (поток 30). Флегма
посредством насоса Н5 возвращается в колонну К4 для орошения.
С низа ректификационной колонны К4 часть жидкой бутановой фракции
направляется в кипятильник Т16 где полностью испаряется и возвращается в
колонну. Бутановая фракция с низа колонны направляется на производство
бутилена (поток 29).
Принципиальная технологическая схема основных материальных потоков
Цифрами обозначены материальные потоки и их параметры:
- Исходное сырьё поданное на стадию компримирования с температурой
°C давлением 15 ата;
– ПЖС после прохождения компрессора М1 направляемая в холодильник
Т1 для охлаждения с температурой 105 °C давлением 129 ата;
– Жидкая смесь после прохождения сепаратора С1 направляемая в
ёмкость Е1 с температурой 22 °C давлением 15 ата;
– Газовая смесь после прохождения сепаратора С2 направляемая в
компрессор М1 с температурой 16 °C давлением 126 ата;
– Жидкость с сепаратора С2 первой ступени компримирования
подаваемая в ёмкость Е1 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;
– ПЖС после прохождения холодильника Т7 направляемая в колонну К1
для разделения с температурой (-50) °C давлением 438 ата;
– ПЖС с верха колонны К1 направляемая в дефлегматор Т8 для
конденсации с температурой (-852) °C и давлением 424 ата;
– Жидкость направляемая в колонну К1 для орошения с температурой (-
0) °C и давлением 421 ата;
– МФ после детандера Д1 направляемая в трубчатый холодильник Т9 с
температурой (-102) °C и давлением 86 ата;
– МФ после трубчатого холодильника Т9 направляемая на теплообмен
с температурой (-100) °C и давлением 8 ата;
– МФ после холодильников Т5 и Т7 направляемая на конверсию с
температурой (-10) °C и давлением 6 ата;
– Газовая смесь из кипятильника Т8 направляемая под первую
тарелку колонны К1 с температурой 15 °C и давлением 426 ата;[10]
– Жидкость с низа колонны К1 направляемая для разделения в
колонну К2 с температурой 12 °C и давлением 429 ата;
– Жидкость из ёмкости Е1 направляемая для разделения в колонну К2
с температурой 16 °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 Т11 направляемая насосом Н2 в колонну
К2 для орошения с температурой 7 °C и давлением 435 ата;
– Газовая смесь из кипятильника Т12 направляемая под первую
тарелку колонны К2 с температурой 843 °C давлением 392 ата;
– ЭФ с верха колонны К2 подаваемая на склад готовой продукции с
температурой 8 °C; давлением 414 ата;
– Жидкость с низа колонны К2 направляемая для разделения в
колонну К3 с температурой 833 °C давлением 395 ата;
– ПЖС с верха колонны К3 направляемая в дефлегматор Т13 для
конденсации с температурой 3 °C и давлением 398 ата;
– Жидкость с дефлегматора Т13 направляемая насосом Н3 в колонну
К3 для орошения с температурой 7 °C и давлением 435 ата;
– Газовая смесь из кипятильника Т14 направляемая под первую
тарелку колонны К3 с температурой 22 °C и давлением 383 ата;
– Пропановая фракция направляемая для производства пропилена (на
процесс пиролиза) с температурой 86 °C и давлением 35 ата;
– Жидкость с низа колонны К3 направляемая для разделения в
колонну К4 с температурой 1481 °C давлением 335 ата;
– ПЖС с верха колонны К4 направляемая в дефлегматор Т15 для
конденсации с температурой 82 °C давлением 35 ата;
– Жидкость с дефлегматора Т15 направляемая насосом Н4 в колонну
К4 для орошения с температурой 148°C давлением 355 ата;
тарелку колонны К4 с температурой 1491 °C давлением 331 ата;
– Бутановая фракция (на дегидрирование) с температурой 1384 °C
– Бутиленовая фракция (на дегидрирование) с температурой 1584 °C
Расчет материального баланса
Состав углеводородной смеси Таблица №1
№ НАИМЕНОВАНИЕ % кгчас кМчас %
Годовая производительность тн - 442000
Число часов непрерывной работы в году - 8520
Исходная температура 0С - 25
Исходное давление ата - 15
По заданной годовой производительности и числу часов непрерывной
работы в году рассчитываем часовую производительность системы по
Производим расчет материального баланса сепараторов
Производим расчет материального баланса ректификационных колонн.
Рассчитываем сводный баланс установки разделения углеводородной
1 Расчёт производительности
2 Расчёт таблиц материальных графов «количество и состав».
Состав углеводородной смеси.
Часовая производительность по сырью.
Производится пересчет мольных долей компонентов смеси в массовые
При известном массовом составе смеси рассчитывается массовая
производительность каждого компонента
Для того чтобы рассчитать массовый расход каждого компонента в смеси
необходимо перевести мольный состав смеси в весовой.
Если известны мольные доли компонентов пересчёт в массовые доли аi
проводят по формуле:
где аi - массовые доли компонентов
xi - мольные доли компонентов
Мi - молекулярная масса компонента i
Зная весовой состав смеси можно рассчитать расход каждого компонента
Результаты вычислений сводятся в таблицу 2:
Таблица №2 Количество и состав сырья
%вес кг в час М кмоль в час % мол
СН4 20 1071515 16043 66791 657
С2 Н6 25 1339394 30070 44543 438
С3 Н8 30 1607273 44097 36449 358
i-С4 Н8 85 4553939 56108 81164 798
н-С4 Н8 420 22501818 56108 401047 3943
i-С4 Н10 220 11786667 58124 202785 1994
н-С4 Н10 200 10715152 58124 184350 1812
Итого 1000 53575758 5267 1017128 1000
СН4 0066 189370 1947312 00004 00788
С2 Н6 0044 22294 229000 00045 00993
С3 Н8 0036 13276 136261 00018 00234
i-С4 Н8 0080 34983 35694 01628 05694
н-С4 Н8 0394 28845 29381 00163 00471
i-С4 Н10 0199 07003 06918 02183 01529
н-С4 Н10 0181 01842 01611 00745 00137
Итого 10 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
Расчёт сепаратора С2 произведён в прикладной программе «HYSYS» по
методике описанной в [1112]
После сепаратора С2 выделяется жидкий поток №5 и газовый поток №4
результаты вычислений сведены в таблицу №6:
Таблица №6 материальный баланс сепаратора С2
Наимено- Поток на входе Поток №4 (газ) Поток №5 (жидкость)
Расход Состав Расход Состав %Расход Состав
кг в час % масс кг в час масс кг в час % масс
СН4 1071515 20 1063257 220 8259 016
С2 Н6 1339394 25 1308094 270 31300 061
С3 Н8 1607273 30 1522634 314 84639 164
i-С4 Н8 4553939 85 4104213 848 449727 873
н-С4 Н8 22501818 420 20231967 4178 2269851 4405
i-С4 Н10 11786667 220 10690943 2208 1095724 2126
н-С4 Н10 10715152 200 9501390 1962 1213761 2355
Итого 53575758 1000 48422498 10000 5153260 10000
2.3. Поток №11. Жидкость с верха колонны К1.
Питанием колонны является поток №7.
Таблица 7. Количество и состав потока №7.
№ НаименоСостав Мол. Состав Количество
ппвание потока масса потока №6 в потоке №7
СН4 716 16043 0022 1063257 66276
С2 Н6 470 30070 0027 1308094 43502
С3 Н8 373 44097 0031 1522634 34529
i-С4 Н8790 56108 0085 4104213 73149
н-С4 Н83896 56108 0418 20231967 360592
i-С4 1988 58124 0221 10690943 183933
н-С4 1766 58124 0196 9501390 163468
ИТОГО 100 5267 1.0 48422498 925448
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 С3Н8 – н-С4Н10 в
дистилляте равно нулю.
Т.е. х”R1= 0; y”D(3÷7)= 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)
Подставляя в эти уравнения известные нам величины и исключая R из
уравнений (2) – (8) с помощью (1) получим:
0*0.072 = D*y’D1 + (100-D)*0 (2’)
0*0.047 = D*0054 + (100-D)*x’R2 (3’)
0*0.037 = D*0 + (100-D)*x’R3 (4’)
0*0.079 = D*0 + (100-D)*x’R4 (5’)
0*0.389 = D*0 + (100-D)*x’R5 (6’)
0*0.199 = D*0 + (100-D)*x’R6 (7’)
0*0.176 = D*0 + (100-D)*x’R7 (8’)
Суммируя (3’) - (8’) получаем:
8 = D*0054 + (100 – D) *(x’R2 + x’R3+ x’R4+ x’R5+ x’R6+ x’R7)
но по условию разделения известно что
x’R2 + x’R3+ x’R4+ x’R5+ x’R6+ x’R7 = 1
Мольные доли остальных компонентов в дистилляте и остатке:
Из (2’): y’D1 = 679 : 683 = 0995
Из (3’): х’R2 = 47 : 9317 = 0050
Из (4’): x’R3 = 37 : 9317 = 0040
Из (5’): x’R4 = 79 : 9317 = 0085
Из (6’): x’R5 = 390 : 9317 = 0419
Из (7’): x’R6 = 199 : 9317 = 0214
Из (8’): x’R7 = 177 : 9317 = 0190
Если расход сырья 925448 кмольчас то количество дистиллята
определим по соотношению:
D = [pic] = 66276 кмольчас
а количество остатка определим по разнице: 9255 – 663 = 8588
Пересчёт мольных расходов и долей в массовые ведётся по известной
Результаты вычислений сведём в таблицы 8 и 9:
Таблица 8. Материальный баланс колонны деметанизации (К1)
Сырьё Дистиллят D Остаток R
Компоненты кмольчас Поток № 11 Поток № 14
Состав Расход Состав Расход
% мол кмольчас% мол кмольчас
СН4 66791 9946 66276 - -
С2 Н6 44543 054 0357 502 43145
С3 Н8 36449 - - 402 34529
i-С4 Н8 81164 - - 852 73149
н-С4 Н8 401047 - - 4199 360592
i-С4 Н10 202785 - - 2142 183933
н-С4 Н10 184350 - - 1903 163468
Итого 1017128 10000 66633 10000 858815
Таблица 9. Состав и производительность
Поток № 11 Поток № 14
СоставРасход СоставРасход
%масс Кгчас %масс Кгчас
С2 Н6 1 10740 274 1297354
С3 Н8 - - 322 1522634
i-С4 Н8 - - 867 4104213
н-С4 Н8 - - 4273 20231967
i-С4 Н10 - - 2258 10690943
н-С4 Н10 - - 2007 9501390
Итого 100 1073997 10000 47348501
Расчёт колонн К2-К4 аналогичен расчёту колонны деметанизации
результаты расчётов сведены в таблицы №№ 10-15:
Питание деэтанизатора=поток№14(жидкость с низа колонны
К1)+поток№15(жидкость с сепаратора С2)
Таблица 10. Материальный баланс колонны деэтанизации (К2)
Питание Дистиллят D Остаток R
Компоненты Кмольчас Поток № 19 Поток № 20
% мол Кмольчас% мол Кмольчас
СН4 0515 114 0515 - -
С2 Н6 44186 9818 44186 - -
С3 Н8 36449 068 0306 399 36142
i-С4 Н8 81164 - - 896 81164
н-С4 Н8 401047 - - 4429 401047
i-С4 Н10 202785 - - 2240 202785
н-С4 Н10 184350 - - 2036 184350
Итого 950495 10000 45007 10000 905488
Таблица 11. Состав и производительность
Поток № 19 Поток № 20
С2 Н6 9839 1328654 - -
С3 Н8 100 13504 312 1593769
i-С4 Н8 - - 890 4553940
н-С4 Н8 - - 4399 22501818
i-С4 Н10 - - 2304 11786667
н-С4 Н10 - - 2095 10715151
Итого 10000 1350417 10000 51151345
Таблица 12. Материальный баланс колонны депропанизации (К3)
Компоненты Кмольчас Поток № 24 Поток № 25
С3 Н8 36142 9961 36142 - -
i-С4 Н8 81164 039 0143 932 81022
н-С4 Н8 401047 - - 4614 401047
i-С4 Н10 202785 - - 2333 202785
н-С4 Н10 184350 - - 2121 184350
Итого 905488 10000 36285 10000 869203
Таблица 13. Состав и производительность потоков
Поток №24 Поток №25
Состав Расход СоставРасход
С3 Н8 995 1593769 - -
i-С4 Н8 05 8009 917 4545931
н-С4 Н8 - - 4541 22501818
i-С4 Н10 - - 2379 11786667
н-С4 Н10 - - 2163 10715151
Итого 10000 1601778 10000 49549567
Таблица 14. Материальный баланс колонны разделения ББФ (К4)
Компоненты Кмольчас Поток № 30 Поток № 29
% мол Кмольчас% мол Кмольчас
i-С4 Н8 81022 1679 81022 - -
н-С4 Н8 401047 8311 401047 - -
i-С4 Н10 202785 010 0466 5232 202319
н-С4 Н10 184350 - - 4768 184350
Итого 869203 10000 482534 10000 386669
Таблица 15. Состав и производительность
Поток № 30 Поток № 29
i-С4 Н8 1679 4545931 - -
н-С4 Н8 8311 22501818 - -
i-С4 Н10 01 27075 2373 11759592
Итого 10000 27074824 4536 49549567
3. Сводный баланс установки
Материальный баланс установки рассчитывается на основе уравнения:
Gсырья = GМФ + GЭФ + GПФ + GБутаны + GБутилены
В данном случае материальный баланс выполняется.
В качестве основного продукта я выбрал нормальный бутилен. Его
содержание в сырье которое поступает на разделение составляет 4553939
После колонны разделения БФ дистиллят состоит из н-бутилена и изо-
бутилена. Его на выходе получаем 4545931 кгч. Рассчитаем коэффициент
извлечения основного продукта
Т. к. коэффициент извлечения нормального бутилена составляет 099
достаточно высокий то разработанную схему для разделения углеводородов
заданного состава можно считать эффективной.
Касаткин А.Г. «Основные процессы и аппараты химической технологии»
М.: Химия 1973 754 стр.
Мозговой И. В. Нелин А. Г. «Технология производства мономеров»
Монография. Омск: Изд-во ОмГТУ 2000. 108 с.
Григорьев И. С. Физические величины. Справочник [текст] Григорьев И.
С. Мейлихов Е. З. - М.:Энергоатомиздат 1991. - 968 с.
Дронин А. П. Технология разделения углеводородных газов [текст]
Дронин А. П. Пугач И. А. - М.: Химия 1976. - 176 с.
Золотов Ю. А. Химическая энциклопедия (том 3) [текст] Золотов Ю. А.
Кабанов В. А. - М.: Большая российская энциклопедия1992. - 891 с.
Мозговой И. В. Технология производства мономеров [текст] И. В.
Мозговой А. Г. Нелин - Омск 2000. - 108 с.

КП-4.doc

Министерство образования и науки Российской Федерации
Федеральное агентство по образованию
Омский государственный технический университет
Кафедра: «Химическая технология органических веществ»
Дисциплина: «Основы проектирования и оборудование предприятий органического
Пояснительная записка
тема: «Разработка технологического процесса для разделения углеводородной
смеси заданного состава»
Студент НХИ гр. ХТ- 432
«Основы проектирования и оборудование предприятий органического
Студент: Лукашин Евгений Русланович
Разработка технологического процесса для разделения углеводородной
смеси заданного состава
Состав углеводородной смеси:
№ Наименование: кг % км % Темп-ра
п. в час вес. в час мол. кип. оС
Итого: 1000 1000 1000
Годовая производительность т - 442000
Число часов непрерывной работы в году час –
Начальное давление Мпа –
Начальная температура 0С -
оборотная вода с начальной температурой 0С -
жидкий пропилен - (-18)
жидкий пропилен - (-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.
Разделение жидких углеводородов. Для разделения гомогенных систем в
химической технологии существуют массообменные процессы: сорбционные
процессы (адсорбция абсорбция хемосорбция) перегонка конденсация [1].
Сорбционными процессами называются такие процессы в которых
происходит поглощение вещества на поверхности раздела двух фаз независимо
от механизма поглощения. Частным случаем сорбции являются процессы
абсорбции и адсорбции. Абсорбцией называется сорбция газов при
проникновении его (диффузии) в массу сорбента (жидкость твердое тело)
приводящая к образованию раствора. Под адсорбцией понимают сгущение газа на
поверхности твердого вещества не сопровождающееся сжижением газа. В тех
случаях когда поглощаемый газ образует с поглотившим его веществом новое
химическое соединение процесс называется хемосорбцией.
Перегонка. Наиболее распространенным методом разделения смесей
жидкостей а также сжиженных смесей газов на составные части является
перегонка (дистилляция и ректификация) применяемая в различных вариантах.
Перегонка представляет собой процесс в котором разделяемая жидкая смесь
нагревается до кипения а образующийся пар отбирается и конденсируется. В
результате получают жидкость состав которой отличается от состава
первоначальной смеси. Повторяя много раз процессы испарения и конденсации
можно почти полностью разделить смесь на чистые составные части. Процесс
перегонки жидкости основан на том что жидкости составляющие смесь
обладают различной летучестью т. е. при одной и той же температуре
различной упругостью паров.
Применяемые способы перегонки могут быть в основном разбиты на две
Простая перегонка включая перегонку под вакуумом перегонку с водяным
Простая перегонка применяется для разделения смесей представляющих
собой легколетучее вещество с содержанием примесей нелетучих или весьма
труднолетучих веществ. Этот способ применяют главным образом для
предварительного грубого разделения сложных смесей для очистки веществ от
примесей смол загрязнений и т. д.
Перегонка под вакуумом и перегонка с водяным паром применяется для
разделения смесей состоящих из труднолетучего вещества содержащего
примеси нелетучего вещества. Этот способ позволяет производить разделение
при температурах ниже температуры кипения труднолетучего компонента.
Возгонка или сублимация применяется для очистки труднолетучего
продукта содержащего примеси нелетучих или труднолетучих веществ. Этот
способ основан на свойстве некоторых твердых тел обладающих высокой
упругостью паров переходить непосредственно из твердого состояния в пар
минуя жидкое состояние.
Ректификация – широко распространенный способ наиболее полного
разделения смесей летучих жидкостей частично или целиком растворимых друг
в друге. Ректификация представляет собой перегонку которая сопровождается
взаимодействием поднимающихся паров со стекающей навстречу жидкостью
(флегмой) полученной при частичной конденсации паров.
Конденсация – это процесс изобарного охлаждения газа (при постоянном
давлении) до температур при которых при данном давлении появляется жидкая
фаза. Разделение углеводородных газов методом конденсации осуществляется
путем охлаждения их до заданной температуры при постоянном давлении
сопровождающегося конденсацией извлекаемых из газов компонентов с
последующим разделением в сепараторах газовой и жидкой фаз.
В промышленности для переработки газов (на стадии фракционирования)
применяют следующие типовые процессы: конденсация абсорбция адсорбция
которые при выделении индивидуальных углеводородов обязательно
комбинируются с последующей ректификацией. В результате комбинации
появляются следующие способы: конденсационно-ректификационный абсорбционно-
ректификационный адсорбционно-ректификационный[].
При адсорбционно-ректификационном способе разделения газа используют
непрерывно действующие адсорберы 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
Для переработки газов широко используют абсорбционно-ректификационный
способ. Принцип этого способа состоит в том что газ промывают в
абсорбере под давлением и при охлаждении абсорбентом – «
поглотительным маслом» (при этом извлекаются в основном углеводороды
С3 - С5) а затем отгоняют растворенные в абсорбенте газы которые
после конденсации повергают дальнейшей ректификации. Регенерированный
абсорбент охлаждают и возвращают в абсорбер.
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-ректификационного 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.
б) 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.
Из состава заданной углеводородной смеси газов подлежащей
разделению можно выделить следующие фракции:
Метановая фракция (МФ)
Этановая фракция (ЭФ)
Пропановая фракция (ПФ)
Фракция (содержащая) углеводороды С4
Метановая фракция (МФ). Основным составляющим компонентом этой
фракции является метан. Метан является превосходным сырьем для получения
синтез-газа путем каталитической конверсии с водяным паром при высоких
температурах. Синтез-газ - это сырье для производства метанола. Содержание
примесей этана в метановой фракции не более 1% масс по отношению к метану.
Этановая фракция (ЭФ).
Этан - отправляется на пиролиз для получения этилена. Содержание
примесей пропана в этановой фракции не более 1% масс по отношению к этану.
Пропановая фракция (ПФ).
Содержание изо-бутилена не более 05% масс. так как пропан
направляется на пиролиз и содержание непредельных углеводородов должно быть
минимальным. Компонентами этой смеси являются пропан.
Пропан направляется на пиролиз с целью получения пропилена.
Фракция содержащая углеводороды С4.
Данная фракция является товарным продуктом которая содержит: н-бутан
изо-бутан н-бутен изо-бутен; целесообразно разделить на две фракции
Бутиленовая фракция. Примеси изо-бутана не должно превышать 01%
Бутановая фракция. Примеси н-бутилена не должно превышать 01%
Разработка и обоснование структурной схемы процесса.
Весь процесс разделения заданной смеси углеводородных газов можно
разделить на несколько стадий:
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 содержит мало
трудноконденсируемых газов таких как метан и имеет высокое исходное
Итак на данную стадию направляется один поток – сырьё с
Р = 15 ата; t = 22 °C
А со стадии отправляются следующие потоки:
а) парожидкостная смесь с параметрами: Р = 422 ата; t = 16 °C
направляем на стадию предварительного охлаждения.
б) жидкость с сепаратора 1 ступени компримирования с параметрами: Р
= 126 ата; t = 16 °C направляем на стадию выделения метана.
Предварительное охлаждение
Назначение: Создание низкой температуры необходимой для выделения
Для охлаждения газовой смеси используется внешний холодильный цикл
(охлаждают хладагентом который циркулирует в замкнутом цикле не
смешиваясь с разделяемой газовой смесью). Такие системы удобнее в
эксплуатации. Во внешних холодильных циклах используют хладагенты которые
высокую критическую температуру обеспечивающую конденсацию
паров хладагента водой или воздухом при умеренных давлении и
большую теплоту испарения для снижения расходы хладагента;
невысокую стоимость быть доступными неагрессивными и
В качестве хладагента чаще всего применяют углеводородные компоненты
полученные на ГФУ: метан этан этилен пропан и пропилен
Для получения температур от (-50) до (-100)°С используют этилен;
пропан применяют для охлаждения до (-35)°С и выше пропилен от (-45)°С и
выше. При низкотемпературном разделении углеводородных газовых смесей
обычно используют ступенчатое охлаждение потоков. Предварительное
охлаждение углеводородных смесей сопровождается значительным температурным
перепадом (до 50(70°С). При большой разности температур на входе и выходе
технологического потока охлаждение газов хладагентом кипящим при
постоянной температуре ведет к повышенному в 2-3 раза расходу энергии.
Поэтому значительно экономичнее каскадное многоступенчатое охлаждение.
Вначале газовую смесь охлаждают до 25(36 °С оборотной водой затем в
зависимости от необходимой температуры используют одно- или
многоступенчатое охлаждение хладагентами.
При прохождении через холодильник существует небольшая потеря давления
Таким образом на стадию охлаждения подан материальный поток
мат.граф с параметрами: Р = 422 ати; t = 16 °C.
А со стадии охлаждения отправляется ПЖС с параметрами: Р = 41 ати; t =
(-30)°C на стадию деметанизации для выделения метано-водородной фракции.
Для того чтобы выделить метано-водородную фракцию из углеводородной
смеси путём конденсационно-ректификационного способа необходимо
использовать в качестве хладагента жидкий этилен с параметром -99 °C так
как при 41 ата критическая температура метана -824 °C.
Таким образом на стадию деметанизации подан материальный поток с
параметрами: Р = 41 ати; t = (-30) °C.
А со стадии деметанизации отправляется два потока:
а) МВФ с параметрами: Р = 8 ати; t = (-105) °C направляется в
б) Углеводородная смесь содержащая углеводороды С2 и выше с
параметрами: Р = 32 ати t = 50 °C направляется на стадию деэтанизации для
выделения этановой фракции.
Назначение: Выделение этановой фракции из углеводородной смеси.
Для того чтобы выделить этановую фракцию необходимо использовать в
качестве хладагента жидкий пропилен с параметром (-18)°C так как
критическая температура этилена 936 °C а этана 3245 °С.
Таким образом на стадию деэтанизации подан материальный поток с
параметрами: Р = 32 ати; t = 50 °C.
А со стадии деэтанизации отправляется два потока:
а) ЭФ с параметрами: Р = 315 ати; t = (-8) °C направляется на
б) Углеводородная смесь содержащая углеводороды С3 и выше с
параметрами: Р = 32 ати t = 63 °C направляется на стадию депропанизации
для выделения пропановой фракции.
Для того чтобы выделить пропановую фракцию - необходимо использовать в
качестве хладагента оборотную воду из системы с параметром 25 °C так как
критическая температура пропилена 92 °C а пропана 9682 °С.
Таким образом на стадию депропанизации подан материальный поток с
параметрами: Р = 25 ати; t = 63 °C.
А со стадии депропанизации отправляется два потока:
а) ПФ с параметрами: Р = 245 ати; t = 35 °C направляется на пиролиз.
б) Углеводородная смесь содержащая углеводороды С4 с параметрами: Р
= 25 ати t = 70 °C направляется на стадию дебутанизации для выделения
бутановой фракции и бутиленовой фракции.
Назначение: Выделение бутановой фракции из углеводородной смеси
состоящей из н-бутана и изо-бутана.
Для того чтобы выделить бутановую фракцию - необходимо использовать в
критическая температура н-бутана 15216 °C.
Таким образом на стадию дебутанизации подан материальный поток с
параметрами: Р = 16 ати; t = 70 °C.
А со стадии дебутанизации отправляется два потока:
а) бутановая фракция с параметрами: Р = 155 ати; t = 38 °C
направляется для производства бутадиена.
б) Бутиленовая фракция содержащая Н-бутилен и изо-бутилен с
параметрами: Р = 16 ати t = 103 °C.
Структурная схема процесса
Где цифрами обозначены материальные графы и их параметры:
- Исходное сырьё поданное на стадию компримирования с темепературой
°C давлением 15 ати;
- Газовая смесь после компримирования подаваемая на стадию
предварительное охлаждение с температурой 16 °C давлением 422 ати;
– Жидкость с сепараторов.
- Углеводородная смесь после предварительного охлаждения подаваемая
на стадию деметанизации с темепературой (-30)°C давлением 41 ати;
- Метановая фракция (МФ) с параметрами: Р = 86 ати; t = -100 °C;
- Метановая фракция (МФ) с параметрами: Р = 8 ати; t = -10 °C;
- Углеводородная смесь после деметанизации с темепературой 50 °C
- Углеводородная смесь после деэтанизации с темепературой 63 °C
- Углеводородная смесь после депропанизации с темепературой 70 °C
- Бутановая фракция с темепературой 103 °C давлением 16 ати;
- Этановая фракция с темепературой (-8)°C; давлением 315 ати;
- Пропановая фракция с темепературой 35 °C давлением 245 ати;
- Бутиленовая фракция с темепературой 35 °C давлением 155 ати;
Разработка и обоснование технологической схемы.
1. Первая стадия технологической схемы - компримирование так как
исходная углеводородная смесь (далее УВС) имеет давление 15 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 22 °C и давлением
ата - подаётся сначала 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 22 °C и давлением 15 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 129 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 12 ата поступает на вторую стадию
компримирования где проходит процесс аналогичный процессу на первой
стадии УВС сжимается до 42 ата. После прохождения холодильников Т3 и Т4
направляется на стадию предварительного охлаждения.
С низа сепаратора С2 выходит жидкий поток 5 с температурой 16 °C и
давлением 12 ата который направляется в ёмкость Е1. Жидкость из ёмкости E1
направляется на стадию деэтанизации.
2. Вторая стадия технологической схемы - предварительное
охлаждение. Углеводородная смесь охлаждается до (-50 °C) так как МФ имеет
низкую критическую температуру.
Материальный поток 6 после прохождения стадии компримирования с
температурой 16 °C и давлением 417 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).
3. Третья стадия технологической схемы - деметанизация - выделение
из углеводородной смеси метановой фракции.
На стадию поступает поток 7.
В колонне деметанизации К1 происходит выделение метановой фракции
которая уходит с верха колонны и направляется в дефлегматор Т8 (в качестве
хладагента используется жидкий этилен (-99) °C) для конденсации. После
дефлегматора Т7 МФ с температурой (-852) °C и давлением 427 ата через
трубчатый холодильник Т8 подаётся в детандер Д1 где происходит
дросселирование сжатого газа в результате чего температура понижается до
-120°C а давление до 8 ата. Полученный низкотемпературный поток 10
подаётся в качестве хладагента в теплообменник Т8. Далее поток используется
в теплообменниках Т5 и Т7 после которых с температурой -10°C подаётся на
С низа колонны деметанизации жидкая УВС с температурой 12 °C и
давлением 409 ата направляется на деэтанизацию (поток 14).
4. Четвёртая стадия технологической схемы - деэтанизация -
выделение из углеводородной смеси этановой фракции.
На данную стадию поступает поток УВС после деметанизации с
температурой 12 °C и давлением 409 ата (поток 14) а также поток 15 с
ёмкости Е1. Поток 15 подаётся в нижнюю часть колонны так как он более
насыщен тяжёлыми углеводородами чем поток 14. С верха колонны газообразная
ЭЭФ направляется в дефлегматор Т11 (в качестве хладагента используется
жидкий пропилен (-18) °C) для конденсации. После дефлегматора ЭФ с
температурой 0 °C и давлением 414 ата поток делится на флегму (поток 17) и
ЭФ (поток 19). Флегма насосом Н2 направляется на орошение в колонну К2 а
ЭФ выводится из технологической схемы.
С низа ректификационной колонны К2 часть жидкой фракции направляется
в кипятильник Т12 где полностью испаряется и возвращается в колонну.
Жидкость из куба колонны направляется на стадию депропанизации (поток
5. Пятая стадия технологической схемы - депропанизация - выделение
из углеводородной смеси пропановой фракции.
На данную стадию поступает поток УВС после деэтанизации с
температурой 80 °C и давлением 352 ата (поток 20). С верха колонны
газообразная ПФ направляется в дефлегматор Т13 (в качестве хладагента
используется вода 25 °C) для конденсации. После дефлегматора ПФ с
температурой 80 °C и давлением 325 ата поток делится на флегму (поток 22)
и ПФ (поток 24). Флегма насосом Н4 направляется на орошение в колонну а ПФ
выводится из технологической схемы.
С низа ректификационной колонны К3 часть жидкой бутановой фракции
направляется в кипятильник Т14 где полностью испаряется и возвращается в
колонну для проведения процесса ректификации.
Жидкость из куба колонны направляется на стадию разделения бутановой
6. Шестая стадия технологической схемы – разделение бутан-
бутиленовой фракции на бутановую и бутиленовую фракции.
УВС с температурой 80 °C и давлением 352 ата поступает в
ректификационную колонну разделения БФ К4. С верха колонны газовая
бутиленовая фракция направляется в дефлегматор Т15 (в качестве хладагента
используется вода 25 °C) для конденсации. После дефлегматора бутиленовая
фракция с температурой 744 °C и давлением 335 ата делится на флегму
(поток 27) и готовый продукт – бутиленовую фракцию (поток 30). Флегма
посредством насоса Н5 возвращается в колонну К4 для орошения.
С низа ректификационной колонны К4 часть жидкой бутановой фракции
направляется в кипятильник Т16 где полностью испаряется и возвращается в
колонну. Бутановая фракция с низа колонны направляется на производство
бутилена (поток 29).
Принципиальная технологическая схема основных материальных потоков
Цифрами обозначены материальные потоки и их параметры:
- Исходное сырьё поданное на стадию компримирования с температурой
°C давлением 15 ата;
– ПЖС после прохождения компрессора М1 направляемая в холодильник
Т1 для охлаждения с температурой 105 °C давлением 129 ата;
– Жидкая смесь после прохождения сепаратора С1 направляемая в
ёмкость Е1 с температурой 22 °C давлением 15 ата;
– Газовая смесь после прохождения сепаратора С2 направляемая в
компрессор М1 с температурой 16 °C давлением 126 ата;
– Жидкость с сепаратора С2 первой ступени компримирования
подаваемая в ёмкость Е1 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;
– ПЖС после прохождения холодильника Т7 направляемая в колонну К1
для разделения с температурой (-50) °C давлением 438 ата;
– ПЖС с верха колонны К1 направляемая в дефлегматор Т8 для
конденсации с температурой (-852) °C и давлением 424 ата;
– Жидкость направляемая в колонну К1 для орошения с температурой (-
0) °C и давлением 421 ата;
– МФ после детандера Д1 направляемая в трубчатый холодильник Т9 с
температурой (-102) °C и давлением 86 ата;
– МФ после трубчатого холодильника Т9 направляемая на теплообмен
с температурой (-100) °C и давлением 8 ата;
– МФ после холодильников Т5 и Т7 направляемая на конверсию с
температурой (-10) °C и давлением 6 ата;
– Газовая смесь из кипятильника Т8 направляемая под первую
тарелку колонны К1 с температурой 15 °C и давлением 426 ата;[10]
– Жидкость с низа колонны К1 направляемая для разделения в
колонну К2 с температурой 12 °C и давлением 429 ата;
– Жидкость из ёмкости Е1 направляемая для разделения в колонну К2
с температурой 16 °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 Т11 направляемая насосом Н2 в колонну
К2 для орошения с температурой 7 °C и давлением 435 ата;
– Газовая смесь из кипятильника Т12 направляемая под первую
тарелку колонны К2 с температурой 843 °C давлением 392 ата;
– ЭФ с верха колонны К2 подаваемая на склад готовой продукции с
температурой 8 °C; давлением 414 ата;
– Жидкость с низа колонны К2 направляемая для разделения в
колонну К3 с температурой 833 °C давлением 395 ата;
– ПЖС с верха колонны К3 направляемая в дефлегматор Т13 для
конденсации с температурой 3 °C и давлением 398 ата;
– Жидкость с дефлегматора Т13 направляемая насосом Н3 в колонну
К3 для орошения с температурой 7 °C и давлением 435 ата;
– Газовая смесь из кипятильника Т14 направляемая под первую
тарелку колонны К3 с температурой 22 °C и давлением 383 ата;
– Пропановая фракция направляемая для производства пропилена (на
процесс пиролиза) с температурой 86 °C и давлением 35 ата;
– Жидкость с низа колонны К3 направляемая для разделения в
колонну К4 с температурой 1481 °C давлением 335 ата;
– ПЖС с верха колонны К4 направляемая в дефлегматор Т15 для
конденсации с температурой 82 °C давлением 35 ата;
– Жидкость с дефлегматора Т15 направляемая насосом Н4 в колонну
К4 для орошения с температурой 148°C давлением 355 ата;
тарелку колонны К4 с температурой 1491 °C давлением 331 ата;
– Бутановая фракция (на дегидрирование) с температурой 1384 °C
– Бутиленовая фракция (на дегидрирование) с температурой 1584 °C
Расчет материального баланса
Состав углеводородной смеси Таблица 3
№ НАИМЕНОВАНИЕ % кгчас кМчас %
СН4 20 1071515 66791 657
С2 Н6 25 1339394 44543 438
С3 Н8 30 1607273 36449 358
i-С4 Н8 85 4553939 81164 798
н-С4 Н8 420 22501818 401047 3943
i-С4 Н10 220 11786667 202785 1994
н-С4 Н10 200 10715152 184350 1812
ИТОГО 1000 53575758 1017128 1000
Годовая производительность тн - 442000
Число часов непрерывной работы в году - 8520
По заданной годовой производительности и числу часов непрерывной
работы в году рассчитываем часовую производительность системы по
Производим расчет материального баланса сепараторов
Производим расчет материального баланса ректификационных колонн
Рассчитываем сводный баланс установки разделения углеводородной
1 Расчёт производительности
2 Расчёт таблиц материальных графов «количество и состав».
Состав углеводородной смеси.
Часовая производительность по сырью.
Производится пересчет мольных долей компонентов смеси в массовые
При известном массовом составе смеси рассчитывается массовая
производительность каждого компонента
Для того чтобы рассчитать массовый расход каждого компонента в смеси
необходимо перевести мольный состав смеси в весовой.
Если известны мольные доли компонентов пересчёт в массовые доли аi
проводят по формуле:
где аi - массовые доли компонентов
xi - мольные доли компонентов
Мi - молекулярная масса компонента i
Зная весовой 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 20 1071515 16043 66791 657
С2 Н6 25 1339394 30070 44543 438
С3 Н8 30 1607273 44097 36449 358
i-С4 Н8 85 4553939 56108 81164 798
н-С4 Н8 420 22501818 56108 401047 3943
i-С4 Н10 220 11786667 58124 202785 1994
н-С4 Н10 200 10715152 58124 184350 1812
Итого 1000 53575758 1017128 1000
СН4 0066 189370 1947312 00004 00788
С2 Н6 0044 22294 229000 00045 00993
С3 Н8 0036 13276 136261 00018 00234
i-С4 Н8 0080 34983 35694 01628 05694
н-С4 Н8 0394 28845 29381 00163 00471
i-С4 Н10 0199 07003 06918 02183 01529
н-С4 Н10 0181 01842 01611 00745 00137
Итого 10 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
Расчёт сепаратора С2 произведён в прикладной программе «HYSYS» по
методике описанной в [1112]
После сепаратора С2 выделяется жидкий поток №5 и газовый поток №4
результаты вычислений сведены в таблицу №6:
Таблица №6 материальный баланс сепаратора С2
Наимено- Поток на входе Поток №4 (газ) Поток №5 (жидкость)
Расход Состав Расход Состав %Расход Состав
кг в час % масс кг в час масс кг в час % масс
СН4 1071515 20 1063257 220 8259 016
С2 Н6 1339394 25 1308094 270 31300 061
С3 Н8 1607273 30 1522634 314 84639 164
i-С4 Н8 4553939 85 4104213 848 449727 873
н-С4 Н8 22501818 420 20231967 4178 2269851 4405
i-С4 Н10 11786667 220 10690943 2208 1095724 2126
н-С4 Н10 10715152 200 9501390 1962 1213761 2355
Итого 53575758 1000 48422498 10000 5153260 10000
2.3. Поток №11. Жидкость с верха колонны К1.
Питанием колонны является поток №7.
Таблица 7. Количество и состав потока №7.
№ НаименоСостав Мол. Состав Количество
ппвание потока масса потока №6 в потоке №7
СН4 716 16043 0022 1063257 66276
С2 Н6 470 30070 0027 1308094 43502
С3 Н8 373 44097 0031 1522634 34529
i-С4 Н8790 56108 0085 4104213 73149
н-С4 Н83896 56108 0418 20231967 360592
i-С4 1988 58124 0221 10690943 183933
н-С4 1766 58124 0196 9501390 163468
ИТОГО 100 5267 1.0 48422498 925448
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 С3Н8 – н-С4Н10 в
дистилляте равно нулю.
Т.е. х”R1= 0; y”D(3÷7)= 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)
Подставляя в эти уравнения известные нам величины и исключая R из
уравнений (2) – (8) с помощью (1) получим:
0*0.072 = D*y’D1 + (100-D)*0 (2’)
0*0.047 = D*0054 + (100-D)*x’R2 (3’)
0*0.037 = D*0 + (100-D)*x’R3 (4’)
0*0.079 = D*0 + (100-D)*x’R4 (5’)
0*0.389 = D*0 + (100-D)*x’R5 (6’)
0*0.199 = D*0 + (100-D)*x’R6 (7’)
0*0.176 = D*0 + (100-D)*x’R7 (8’)
Суммируя (3’) - (8’) получаем:
8 = D*0054 + (100 – D) *(x’R2 + x’R3+ x’R4+ x’R5+ x’R6+ x’R7)
но по условию разделения известно что
x’R2 + x’R3+ x’R4+ x’R5+ x’R6+ x’R7 = 1
Мольные доли остальных компонентов в дистилляте и остатке:
Из (2’): y’D1 = 679 : 683 = 0995
Из (3’): х’R2 = 47 : 9317 = 0050
Из (4’): x’R3 = 37 : 9317 = 0040
Из (5’): x’R4 = 79 : 9317 = 0085
Из (6’): x’R5 = 390 : 9317 = 0419
Из (7’): x’R6 = 199 : 9317 = 0214
Из (8’): x’R7 = 177 : 9317 = 0190
Если расход сырья 925448 кмольчас то количество дистиллята
определим по соотношению:
D = [pic] = 66276 кмольчас
а количество остатка определим по разнице: 9255 – 663 = 8588
Пересчёт мольных расходов и долей в массовые ведётся по известной
Результаты вычислений сведём в таблицы 8 и 9:
Таблица 8. Материальный баланс колонны деметанизации (К1)
Сырьё Дистиллят D Остаток R
Компоненты кмольчас Поток № 11 Поток № 14
Состав Расход Состав Расход
% мол кмольчас% мол кмольчас
СН4 66791 9946 66276 - -
С2 Н6 44543 054 0357 502 43145
С3 Н8 36449 - - 402 34529
i-С4 Н8 81164 - - 852 73149
н-С4 Н8 401047 - - 4199 360592
i-С4 Н10 202785 - - 2142 183933
н-С4 Н10 184350 - - 1903 163468
Итого 1017128 10000 66633 10000 858815
Таблица 9. Состав и производительность
Поток № 11 Поток № 14
СоставРасход СоставРасход
%масс Кгчас %масс Кгчас
С2 Н6 1 10740 274 1297354
С3 Н8 - - 322 1522634
i-С4 Н8 - - 867 4104213
н-С4 Н8 - - 4273 20231967
i-С4 Н10 - - 2258 10690943
н-С4 Н10 - - 2007 9501390
Итого 100 1073997 10000 47348501
Расчёт колонн К2-К4 аналогичен расчёту колонны деметанизации
результаты расчётов сведены в таблицы №№ 10-15:
Питание деэтанизатора=поток№14(жидкость с низа колонны
К1)+поток№15(жидкость с сепаратора С2)
Таблица 10. Материальный баланс колонны деэтанизации (К2)
Питание Дистиллят D Остаток R
Компоненты Кмольчас Поток № 19 Поток № 20
% мол Кмольчас% мол Кмольчас
СН4 0515 114 0515 - -
С2 Н6 44186 9818 44186 - -
С3 Н8 36449 068 0306 399 36142
i-С4 Н8 81164 - - 896 81164
н-С4 Н8 401047 - - 4429 401047
i-С4 Н10 202785 - - 2240 202785
н-С4 Н10 184350 - - 2036 184350
Итого 950495 10000 45007 10000 905488
Таблица 11. Состав и производительность
Поток № 19 Поток № 20
С2 Н6 9839 1328654 - -
С3 Н8 100 13504 312 1593769
i-С4 Н8 - - 890 4553940
н-С4 Н8 - - 4399 22501818
i-С4 Н10 - - 2304 11786667
н-С4 Н10 - - 2095 10715151
Итого 10000 1350417 10000 51151345
Таблица 12. Материальный баланс колонны депропанизации (К3)
Компоненты Кмольчас Поток № 24 Поток № 25
С3 Н8 36142 9961 36142 - -
i-С4 Н8 81164 039 0143 932 81022
н-С4 Н8 401047 - - 4614 401047
i-С4 Н10 202785 - - 2333 202785
н-С4 Н10 184350 - - 2121 184350
Итого 905488 10000 36285 10000 869203
Таблица 13. Состав и производительность потоков
Поток №24 Поток №25
Состав Расход СоставРасход
С3 Н8 995 1593769 - -
i-С4 Н8 05 8009 917 4545931
н-С4 Н8 - - 4541 22501818
i-С4 Н10 - - 2379 11786667
н-С4 Н10 - - 2163 10715151
Итого 10000 1601778 10000 49549567
Таблица 14. Материальный баланс колонны разделения ББФ (К4)
Компоненты Кмольчас Поток № 30 Поток № 29
% мол Кмольчас% мол Кмольчас
i-С4 Н8 81022 1679 81022 - -
н-С4 Н8 401047 8311 401047 - -
i-С4 Н10 202785 010 0466 5232 202319
н-С4 Н10 184350 - - 4768 184350
Итого 869203 10000 482534 10000 386669
Таблица 15. Состав и производительность
Поток № 30 Поток № 29
i-С4 Н8 1679 4545931 - -
н-С4 Н8 8311 22501818 - -
i-С4 Н10 01 27075 2373 11759592
Итого 10000 27074824 4536 49549567
3. Сводный баланс установки
Материальный баланс установки рассчитывается на основе уравнения:
Gсырья = GМФ + GЭФ + GПФ + GБутаны + GБутилены
В данном случае материальный баланс выполняется.
В качестве основного продукта я выбрал нормальный бутилен. Его
содержание в сырье которое поступает на разделение составляет 4553939
После колонны разделения ППФ дистиллят состоит из пропилена. Его на
выходе получаем 4545931 кгч.
Рассчитаем коэффициент извлечения:
Т. к. коэффициент извлечения нормального бутилена составляет 099
достаточно высокий то разработанную схему для разделения углеводородов
заданного состава можно считать эффективной.
Касаткин А.Г. «Основные процессы и аппараты химической технологии»
М.: Химия 1973 754 стр.
Мозговой И. В. Нелин А. Г. «Технология производства мономеров»
Монография. Омск: Изд-во ОмГТУ 2000. 108 с.
Григорьев И. С. Физические величины. Справочник [текст] Григорьев И.
С. Мейлихов Е. З. - М.:Энергоатомиздат 1991. - 968 с.
Дронин А. П. Технология разделения углеводородных газов [текст]
Дронин А. П. Пугач И. А. - М.: Химия 1976. - 176 с.
Золотов Ю. А. Химическая энциклопедия (том 3) [текст] Золотов Ю. А.
Кабанов В. А. - М.: Большая российская энциклопедия1992. - 891 с.
Мозговой И. В. Технология производства мономеров [текст] И. В.
Мозговой А. Г. Нелин - Омск 2000. - 108 с.

КП-5#.doc

Министерство образования и науки Российской Федерации
Федеральное агентство по образованию
Омский государственный технический университет
Кафедра: «Химическая технология органических веществ»
Дисциплина: «Основы проектирования и оборудование предприятий органического
Пояснительная записка
тема: «Разработка технологического процесса для разделения углеводородной
смеси заданного состава»
Студент НХИ гр. ХТ- 432
«Основы проектирования и оборудование предприятий органического
Студент: Лукашин Евгений Русланович
Разработка технологического процесса для разделения углеводородной
смеси заданного состава
Состав углеводородной смеси:
№ Наименование: кг % км % Темп-ра
п. в час вес. в час мол. кип. оС
Итого: 1000 1000 1000
Годовая производительность т - 442000
Число часов непрерывной работы в году час –
Начальное давление Мпа –
Начальная температура 0С -
оборотная вода с начальной температурой 0С -
жидкий пропилен - (-18)
жидкий пропилен - (-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.
Разделение жидких углеводородов. Для разделения гомогенных систем в
химической технологии существуют массообменные процессы: сорбционные
процессы (адсорбция абсорбция хемосорбция) перегонка конденсация [1].
Сорбционными процессами называются такие процессы в которых
происходит поглощение вещества на поверхности раздела двух фаз независимо
от механизма поглощения. Частным случаем сорбции являются процессы
абсорбции и адсорбции. Абсорбцией называется сорбция газов при
проникновении его (диффузии) в массу сорбента (жидкость твердое тело)
приводящая к образованию раствора. Под адсорбцией понимают сгущение газа на
поверхности твердого вещества не сопровождающееся сжижением газа. В тех
случаях когда поглощаемый газ образует с поглотившим его веществом новое
химическое соединение процесс называется хемосорбцией.
Перегонка. Наиболее распространенным методом разделения смесей
жидкостей а также сжиженных смесей газов на составные части является
перегонка (дистилляция и ректификация) применяемая в различных вариантах.
Перегонка представляет собой процесс в котором разделяемая жидкая смесь
нагревается до кипения а образующийся пар отбирается и конденсируется. В
результате получают жидкость состав которой отличается от состава
первоначальной смеси. Повторяя много раз процессы испарения и конденсации
можно почти полностью разделить смесь на чистые составные части. Процесс
перегонки жидкости основан на том что жидкости составляющие смесь
обладают различной летучестью т. е. при одной и той же температуре
различной упругостью паров.
Применяемые способы перегонки могут быть в основном разбиты на две
Простая перегонка включая перегонку под вакуумом перегонку с водяным
Простая перегонка применяется для разделения смесей представляющих
собой легколетучее вещество с содержанием примесей нелетучих или весьма
труднолетучих веществ. Этот способ применяют главным образом для
предварительного грубого разделения сложных смесей для очистки веществ от
примесей смол загрязнений и т. д.
Перегонка под вакуумом и перегонка с водяным паром применяется для
разделения смесей состоящих из труднолетучего вещества содержащего
примеси нелетучего вещества. Этот способ позволяет производить разделение
при температурах ниже температуры кипения труднолетучего компонента.
Возгонка или сублимация применяется для очистки труднолетучего
продукта содержащего примеси нелетучих или труднолетучих веществ. Этот
способ основан на свойстве некоторых твердых тел обладающих высокой
упругостью паров переходить непосредственно из твердого состояния в пар
минуя жидкое состояние.
Ректификация – широко распространенный способ наиболее полного
разделения смесей летучих жидкостей частично или целиком растворимых друг
в друге. Ректификация представляет собой перегонку которая сопровождается
взаимодействием поднимающихся паров со стекающей навстречу жидкостью
(флегмой) полученной при частичной конденсации паров.
Конденсация – это процесс изобарного охлаждения газа (при постоянном
давлении) до температур при которых при данном давлении появляется жидкая
фаза. Разделение углеводородных газов методом конденсации осуществляется
путем охлаждения их до заданной температуры при постоянном давлении
сопровождающегося конденсацией извлекаемых из газов компонентов с
последующим разделением в сепараторах газовой и жидкой фаз.
В промышленности для переработки газов (на стадии фракционирования)
применяют следующие типовые процессы: конденсация абсорбция адсорбция
которые при выделении индивидуальных углеводородов обязательно
комбинируются с последующей ректификацией. В результате комбинации
появляются следующие способы: конденсационно-ректификационный абсорбционно-
ректификационный адсорбционно-ректификационный[].
При адсорбционно-ректификационном способе разделения газа используют
непрерывно действующие адсорберы 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
Для переработки газов широко используют абсорбционно-ректификационный
способ. Принцип этого способа состоит в том что газ промывают в
абсорбере под давлением и при охлаждении абсорбентом – «
поглотительным маслом» (при этом извлекаются в основном углеводороды
С3 - С5) а затем отгоняют растворенные в абсорбенте газы которые
после конденсации повергают дальнейшей ректификации. Регенерированный
абсорбент охлаждают и возвращают в абсорбер.
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-ректификационного 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.
б) 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.
Из состава заданной углеводородной смеси газов подлежащей
разделению можно выделить следующие фракции:
Метановая фракция (МФ)
Этановая фракция (ЭФ)
Пропановая фракция (ПФ)
Фракция (содержащая) углеводороды С4
Метановая фракция (МФ). Основным составляющим компонентом этой
фракции является метан. Метан является превосходным сырьем для получения
синтез-газа путем каталитической конверсии с водяным паром при высоких
температурах. Синтез-газ - это сырье для производства метанола. Содержание
примесей этана в метановой фракции не более 1% масс по отношению к метану.
Этановая фракция (ЭФ).
Этан - отправляется на пиролиз для получения этилена. Содержание
примесей пропана в этановой фракции не более 1% масс по отношению к этану.
Пропановая фракция (ПФ).
Содержание изо-бутилена не более 05% масс. так как пропан
направляется на пиролиз и содержание непредельных углеводородов должно быть
минимальным. Основным компонентом этой смеси являются пропан. Пропан
направляется на пиролиз с целью получения пропилена.
Фракция содержащая углеводороды С4.
Данная фракция является товарным продуктом которая содержит: н-бутан
изо-бутан н-бутен изо-бутен; целесообразно разделить на две фракции
Бутиленовая фракция. Примеси изо-бутана не должно превышать 01%
Бутановая фракция. Примеси н-бутилена не должно превышать 01%
Разработка и обоснование структурной схемы процесса.
Весь процесс разделения заданной смеси углеводородных газов можно
разделить на несколько стадий:
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 содержит мало
трудноконденсируемых газов таких как метан и вообще не содержит водорода.
Итак на данную стадию направляется один поток – сырьё с параметрами:
Р = 15 ата; t = 22 °C
А со стадии отправляются следующие потоки:
а) парожидкостная смесь с параметрами: Р = 422 ата; t = 16 °C
направляем на стадию предварительного охлаждения.
б) жидкость с сепаратора 1 ступени компримирования с параметрами: Р
= 126 ата; t = 16 °C направляем на стадию деэтанизации.
Предварительное охлаждение
Назначение: Создание низкой температуры необходимой для выделения
Для охлаждения газовой смеси используется внешний холодильный цикл
(охлаждают хладагентом который циркулирует в замкнутом цикле не
смешиваясь с разделяемой газовой смесью). Такие системы удобнее в
эксплуатации. Во внешних холодильных циклах используют хладагенты которые
высокую критическую температуру обеспечивающую конденсацию
паров хладагента водой или воздухом при умеренных давлении и
большую теплоту испарения для снижения расходы хладагента;
невысокую стоимость быть доступными неагрессивными и
В качестве хладагента чаще всего применяют углеводородные компоненты
полученные на ГФУ: метан этан этилен пропан и пропилен
Для получения температур от (-50) до (-100)°С используют этилен;
пропан применяют для охлаждения до (-35)°С и выше пропилен от (-45)°С и
выше. При низкотемпературном разделении углеводородных газовых смесей
обычно используют ступенчатое охлаждение потоков. Предварительное
охлаждение углеводородных смесей сопровождается значительным температурным
перепадом (до 50(70°С). При большой разности температур на входе и выходе
технологического потока охлаждение газов хладагентом кипящим при
постоянной температуре ведет к повышенному в 2-3 раза расходу энергии.
Поэтому значительно экономичнее каскадное многоступенчатое охлаждение.
Вначале газовую смесь охлаждают до 25(36 °С оборотной водой затем в
зависимости от необходимой температуры используют одно- или
многоступенчатое охлаждение хладагентами.
При прохождении через холодильник существует небольшая потеря давления
Таким образом на стадию охлаждения подан материальный поток
мат.граф с параметрами: Р = 422 ати; t = 16 °C.
А со стадии охлаждения отправляется ПЖС с параметрами: Р = 41 ати; t =
(-30)°C на стадию деметанизации для выделения метано-водородной фракции.
Для того чтобы выделить метановую фракцию из углеводородной смеси
путём конденсационно-ректификационного способа необходимо использовать в
качестве хладагента жидкий этилен с параметром -99 °C так как при 41 ата
критическая температура метана -824 °C.
Таким образом на стадию деметанизации подан материальный поток с
параметрами: Р = 41 ати; t = (-30) °C.
А со стадии деметанизации отправляется два потока:
а) МФ - с параметрами: Р = 8 ати; t = (-105) °C направляется
сначала на охлаждение исходной смеси затем в топливную сеть.
б) Углеводородная смесь содержащая углеводороды С2 и выше с
параметрами: Р = 38 ати t = 20 °C- направляется на стадию деэтанизации для
выделения этановой фракции.
Назначение: Выделение этановой фракции из углеводородной смеси.
Для того чтобы выделить этановую фракцию необходимо использовать в
качестве хладагента жидкий пропилен с параметром (-18)°C так как
критическая температура этана 3245 °С.
Таким образом на стадию деэтанизации подан материальный поток с
параметрами: Р = 32 ати; t = 50 °C.
А со стадии деэтанизации отправляется два потока:
а) ЭФ с параметрами: Р = 315 ати; t = (-8) °C направляется на
б) Углеводородная смесь содержащая углеводороды С3 и выше с
параметрами: Р = 32 ати t = 63 °C направляется на стадию депропанизации
для выделения пропановой фракции.
Для того чтобы выделить пропановую фракцию - необходимо использовать в
качестве хладагента оборотную воду с параметром 25 °C так как критическая
температура пропана 9682 °С.
Таким образом на стадию депропанизации подан материальный поток с
параметрами: Р = 32 ати; t = 63 °C.
А со стадии депропанизации отправляется два потока:
а) Жидкая ПФ с параметрами: Р = 285 ати; t = 35 °C направляется на
б) Углеводородная смесь содержащая углеводороды С4 с параметрами: Р
= 25 ати t = 70 °C направляется на стадию дебутанизации для выделения
бутановой фракции и бутиленовой фракции.
Назначение: Выделение бутановой фракции из углеводородной смеси
состоящей из н-бутана и изо-бутана.
Для того чтобы выделить бутановую фракцию необходимо использовать в
качестве хладагента оборотную воду из системы с параметром 25 °C так как
критическая температура н-бутана 15216 °C.
Таким образом на стадию дебутанизации подан материальный поток с
параметрами: Р = 25 ати; t = 70 °C.
А со стадии дебутанизации отправляется два потока:
а) бутановая фракция с параметрами: Р = 205 ати; t = 38 °C
направляется для производства бутадиена.
б) Бутиленовая фракция содержащая н-бутилен и изо-бутилен с
параметрами: Р = 16 ати t = 103 °C
Структурная схема процесса
Где цифрами обозначены материальные графы и их параметры:
- Исходное сырьё поданное на стадию компримирования с темепературой
°C давлением 15 ати;
- Газовая смесь после компримирования подаваемая на стадию
предварительное охлаждение с температурой 16 °C давлением 422 ати;
– Жидкость с сепараторов.
- Углеводородная смесь после предварительного охлаждения подаваемая
на стадию деметанизации с темепературой (-30)°C давлением 41 ати;
- Метановая фракция (МФ) с параметрами: Р = 86 ати; t = -100 °C;
- Метановая фракция (МФ) с параметрами: Р = 8 ати; t = -10 °C;
- Углеводородная смесь после деметанизации с темепературой 50 °C
- Углеводородная смесь после деэтанизации с темепературой 63 °C
- Углеводородная смесь после депропанизации с темепературой 70 °C
- Бутановая фракция с темепературой 103 °C давлением 16 ати;
- Этановая фракция с темепературой (-8)°C; давлением 315 ати;
- Пропановая фракция с темепературой 35 °C давлением 245 ати;
- Бутиленовая фракция с темепературой 35 °C давлением 155 ати;
Разработка и обоснование технологической схемы.
1. Первая стадия технологической схемы - компримирование так как
исходная углеводородная смесь (далее УВС) имеет давление 15 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 22 °C и давлением
ата - подаётся сначала в сепаратор С1. 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 22 °C и давлением 15 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 129
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 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 12 ата
поступает на вторую стадию компримирования где проходит процесс
аналогичный процессу на первой стадии УВС сжимается до 42 ата. После
прохождения холодильников Т3 и Т4 направляется на стадию предварительного
С низа сепаратора С2 выходит жидкий поток 5 с температурой 16 °C и
давлением 12 ата который направляется в ёмкость Е1. Жидкость из ёмкости E1
направляется на стадию деэтанизации.
2. Вторая стадия технологической схемы - предварительное
охлаждение. Углеводородная смесь охлаждается до (-50 °C) так как МФ имеет
низкую критическую температуру.
Материальный поток 6 после прохождения стадии компримирования с
температурой 16 °C и давлением 417 ата подаётся на стадию предварительного
охлаждения. В качестве хладагентов будут последовательно использованы
хладагенты с параметрами : t = (-18)°C t = (-37)°C и t = (-56)°C. После
прохождения холодильника Т3 смесь охладится до температуры (-13) °C и будет
иметь давление 414 ата после прохождения холодильника Т4 смесь охладится
до температуры (-32) °C и будет иметь давление 441 ата и после
холодильника Т6 смесь охладится до температуры (-50) °C и будет иметь
3. Третья стадия технологической схемы - деметанизация - выделение
из углеводородной смеси метановой фракции.
На стадию поступает поток 7. В колонне деметанизации К1 происходит
выделение метановой фракции которая уходит с верха колонны и направляется
в дефлегматор Т8 (в качестве хладагента используется жидкий этилен (-99)
°C) для конденсации. После дефлегматора Т7 МФ с температурой (-852) °C и
давлением 394 ата через трубчатый холодильник Т8 подаётся в детандер Д1
где происходит дросселирование сжатого газа в результате чего температура
понижается до -120°C а давление до 8 ата. Полученный низкотемпературный
поток 10 подаётся в качестве хладагента в теплообменник Т8. Далее поток
используется в теплообменниках Т5 и Т7 после которых с температурой -10°C
подаётся на конверсию.
С низа колонны деметанизации жидкая УВС с температурой 12 °C и
давлением 389 ата направляется на деэтанизацию (поток 14).
4. Четвёртая стадия технологической схемы - деэтанизация -
выделение из углеводородной смеси этановой фракции.
На данную стадию поступает поток УВС после деметанизации с
температурой 12 °C и давлением 409 ата (поток 14) а также поток 15 с
ёмкости Е1. Поток 15 подаётся в нижнюю часть колонны так как он более
насыщен тяжёлыми углеводородами чем поток 14. С верха колонны газообразная
ЭЭФ направляется в дефлегматор Т11 (в качестве хладагента используется
жидкий пропилен (-18) °C) для конденсации. После дефлегматора ЭФ с
температурой 0 °C и давлением 414 ата поток делится на флегму (поток 17) и
ЭФ (поток 19). Флегма насосом Н2 направляется на орошение в колонну К2 а
ЭФ выводится из технологической схемы.
С низа ректификационной колонны К2 часть жидкой фракции направляется
в кипятильник Т12 где полностью испаряется и возвращается в колонну.
Жидкость из куба колонны направляется на стадию депропанизации (поток
5. Пятая стадия технологической схемы - депропанизация - выделение
из углеводородной смеси пропановой фракции.
На данную стадию поступает поток УВС после деэтанизации с
температурой 80 °C и давлением 352 ата (поток 20). С верха колонны
газообразная ПФ направляется в дефлегматор Т13 (в качестве хладагента
используется вода 25 °C) для конденсации. После дефлегматора ПФ с
температурой 80 °C и давлением 325 ата поток делится на флегму (поток 22)
и ПФ (поток 24). Флегма насосом Н4 направляется на орошение в колонну а ПФ
выводится из технологической схемы.
С низа ректификационной колонны К3 часть жидкой бутановой фракции
направляется в кипятильник Т14 где полностью испаряется и возвращается в
колонну для проведения процесса ректификации.
Жидкость из куба колонны направляется на стадию разделения бутановой
6. Шестая стадия технологической схемы – разделение бутан-
бутиленовой фракции на бутановую и бутиленовую фракции.
УВС с температурой 80 °C и давлением 352 ата поступает в
ректификационную колонну разделения БФ К4. С верха колонны газовая
бутиленовая фракция направляется в дефлегматор Т15 (в качестве хладагента
используется вода 25 °C) для конденсации. После дефлегматора бутиленовая
фракция с температурой 744 °C и давлением 335 ата делится на флегму
(поток 27) и готовый продукт – бутиленовую фракцию (поток 30). Флегма
посредством насоса Н5 возвращается в колонну К4 для орошения.
С низа ректификационной колонны К4 часть жидкой бутановой фракции
направляется в кипятильник Т16 где полностью испаряется и возвращается в
колонну. Бутановая фракция с низа колонны направляется на производство
бутилена (поток 29).
Принципиальная технологическая схема основных материальных потоков
Цифрами обозначены материальные потоки и их параметры:
- Исходное сырьё поданное на стадию компримирования с температурой
°C давлением 15 ата;
– ПЖС после прохождения компрессора М1 направляемая в холодильник
Т1 для охлаждения с температурой 105 °C давлением 129 ата;
– Жидкая смесь после прохождения сепаратора С1 направляемая в
ёмкость Е1 с температурой 22 °C давлением 15 ата;
– Газовая смесь после прохождения сепаратора С2 направляемая в
компрессор М1 с температурой 16 °C давлением 126 ата;
– Жидкость с сепаратора С2 первой ступени компримирования
подаваемая в ёмкость Е1 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;
– ПЖС после прохождения холодильника Т7 направляемая в колонну К1
для разделения с температурой (-50) °C давлением 438 ата;
– ПЖС с верха колонны К1 направляемая в дефлегматор Т8 для
конденсации с температурой (-852) °C и давлением 424 ата;
– Жидкость направляемая в колонну К1 для орошения с температурой (-
0) °C и давлением 421 ата;
– МФ после детандера Д1 направляемая в трубчатый холодильник Т9 с
температурой (-102) °C и давлением 86 ата;
– МФ после трубчатого холодильника Т9 направляемая на теплообмен
с температурой (-100) °C и давлением 8 ата;
– МФ после холодильников Т5 и Т7 направляемая на конверсию с
температурой (-10) °C и давлением 6 ата;
– Газовая смесь из кипятильника Т8 направляемая под первую
тарелку колонны К1 с температурой 15 °C и давлением 426 ата;[10]
– Жидкость с низа колонны К1 направляемая для разделения в
колонну К2 с температурой 12 °C и давлением 429 ата;
– Жидкость из ёмкости Е1 направляемая для разделения в колонну К2
с температурой 16 °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 Т11 направляемая насосом Н2 в колонну
К2 для орошения с температурой 7 °C и давлением 435 ата;
– Газовая смесь из кипятильника Т12 направляемая под первую
тарелку колонны К2 с температурой 843 °C давлением 392 ата;
– ЭФ с верха колонны К2 подаваемая на склад готовой продукции с
температурой 8 °C; давлением 414 ата;
– Жидкость с низа колонны К2 направляемая для разделения в
колонну К3 с температурой 833 °C давлением 395 ата;
– ПЖС с верха колонны К3 направляемая в дефлегматор Т13 для
конденсации с температурой 3 °C и давлением 398 ата;
– Жидкость с дефлегматора Т13 направляемая насосом Н3 в колонну
К3 для орошения с температурой 7 °C и давлением 435 ата;
– Газовая смесь из кипятильника Т14 направляемая под первую
тарелку колонны К3 с температурой 22 °C и давлением 383 ата;
– Пропановая фракция направляемая для производства пропилена (на
процесс пиролиза) с температурой 86 °C и давлением 35 ата;
– Жидкость с низа колонны К3 направляемая для разделения в
колонну К4 с температурой 1481 °C давлением 335 ата;
– ПЖС с верха колонны К4 направляемая в дефлегматор Т15 для
конденсации с температурой 82 °C давлением 35 ата;
– Жидкость с дефлегматора Т15 направляемая насосом Н4 в колонну
К4 для орошения с температурой 148°C давлением 355 ата;
тарелку колонны К4 с температурой 1491 °C давлением 331 ата;
– Бутановая фракция (на дегидрирование) с температурой 1384 °C
– Бутиленовая фракция (на дегидрирование) с температурой 1584 °C
Расчет материального баланса
Состав углеводородной смеси Таблица №1
№ НАИМЕНОВАНИЕ % кгчас кМчас %
Годовая производительность тн - 442000
Число часов непрерывной работы в году - 8520
Исходная температура 0С - 25
Исходное давление ата - 15
По заданной годовой производительности и числу часов непрерывной
работы в году рассчитываем часовую производительность системы по
Производим расчет материального баланса сепараторов
Производим расчет материального баланса ректификационных колонн.
Рассчитываем сводный баланс установки разделения углеводородной
1 Расчёт производительности
2 Расчёт таблиц материальных графов «количество и состав».
Состав углеводородной смеси.
Часовая производительность по сырью.
Производится пересчет мольных долей компонентов смеси в массовые
При известном массовом составе смеси рассчитывается массовая
производительность каждого компонента
Для того чтобы рассчитать массовый расход каждого компонента в смеси
необходимо перевести мольный состав смеси в весовой.
Если известны мольные доли компонентов пересчёт в массовые доли аi
проводят по формуле:
где аi - массовые доли компонентов
xi - мольные доли компонентов
Мi - молекулярная масса компонента i
Зная весовой состав смеси можно рассчитать расход каждого компонента
Результаты вычислений сводятся в таблицу 2:
Таблица №2 Количество и состав сырья
%вес кг в час М кмоль в час % мол
СН4 20 1071515 16043 66791 657
С2 Н6 25 1339394 30070 44543 438
С3 Н8 30 1607273 44097 36449 358
i-С4 Н8 85 4553939 56108 81164 798
н-С4 Н8 420 22501818 56108 401047 3943
i-С4 Н10 220 11786667 58124 202785 1994
н-С4 Н10 200 10715152 58124 184350 1812
Итого 1000 53575758 5267 1017128 1000
СН4 0066 189370 1947312 00004 00788
С2 Н6 0044 22294 229000 00045 00993
С3 Н8 0036 13276 136261 00018 00234
i-С4 Н8 0080 34983 35694 01628 05694
н-С4 Н8 0394 28845 29381 00163 00471
i-С4 Н10 0199 07003 06918 02183 01529
н-С4 Н10 0181 01842 01611 00745 00137
Итого 10 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
Расчёт сепаратора С2 произведён в прикладной программе «HYSYS» по
методике описанной в [1112]
После сепаратора С2 выделяется жидкий поток №5 и газовый поток №4
результаты вычислений сведены в таблицу №6:
Таблица №6 материальный баланс сепаратора С2
Наимено- Поток на входе Поток №4 (газ) Поток №5 (жидкость)
Расход Состав Расход Состав %Расход Состав
кг в час % масс кг в час масс кг в час % масс
СН4 1071515 20 1063257 220 8259 016
С2 Н6 1339394 25 1308094 270 31300 061
С3 Н8 1607273 30 1522634 314 84639 164
i-С4 Н8 4553939 85 4104213 848 449727 873
н-С4 Н8 22501818 420 20231967 4178 2269851 4405
i-С4 Н10 11786667 220 10690943 2208 1095724 2126
н-С4 Н10 10715152 200 9501390 1962 1213761 2355
Итого 53575758 1000 48422498 10000 5153260 10000
2.3. Поток №11. Жидкость с верха колонны К1.
Питанием колонны является поток №7.
Таблица 7. Количество и состав потока №7.
№ НаименоСостав Мол. Состав Количество
ппвание потока масса потока №6 в потоке №7
СН4 716 16043 0022 1063257 66276
С2 Н6 470 30070 0027 1308094 43502
С3 Н8 373 44097 0031 1522634 34529
i-С4 Н8790 56108 0085 4104213 73149
н-С4 Н83896 56108 0418 20231967 360592
i-С4 1988 58124 0221 10690943 183933
н-С4 1766 58124 0196 9501390 163468
ИТОГО 100 5267 1.0 48422498 925448
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 С3Н8 – н-С4Н10 в
дистилляте равно нулю.
Т.е. х”R1= 0; y”D(3÷7)= 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)
Подставляя в эти уравнения известные нам величины и исключая R из
уравнений (2) – (8) с помощью (1) получим:
0*0.072 = D*y’D1 + (100-D)*0 (2’)
0*0.047 = D*0054 + (100-D)*x’R2 (3’)
0*0.037 = D*0 + (100-D)*x’R3 (4’)
0*0.079 = D*0 + (100-D)*x’R4 (5’)
0*0.389 = D*0 + (100-D)*x’R5 (6’)
0*0.199 = D*0 + (100-D)*x’R6 (7’)
0*0.176 = D*0 + (100-D)*x’R7 (8’)
Суммируя (3’) - (8’) получаем:
8 = D*0054 + (100 – D) *(x’R2 + x’R3+ x’R4+ x’R5+ x’R6+ x’R7)
но по условию разделения известно что
x’R2 + x’R3+ x’R4+ x’R5+ x’R6+ x’R7 = 1
Мольные доли остальных компонентов в дистилляте и остатке:
Из (2’): y’D1 = 679 : 683 = 0995
Из (3’): х’R2 = 47 : 9317 = 0050
Из (4’): x’R3 = 37 : 9317 = 0040
Из (5’): x’R4 = 79 : 9317 = 0085
Из (6’): x’R5 = 390 : 9317 = 0419
Из (7’): x’R6 = 199 : 9317 = 0214
Из (8’): x’R7 = 177 : 9317 = 0190
Если расход сырья 925448 кмольчас то количество дистиллята
определим по соотношению:
D = [pic] = 66276 кмольчас
а количество остатка определим по разнице: 9255 – 663 = 8588
Пересчёт мольных расходов и долей в массовые ведётся по известной
Результаты вычислений сведём в таблицы 8 и 9:
Таблица 8. Материальный баланс колонны деметанизации (К1)
Сырьё Дистиллят D Остаток R
Компоненты кмольчас Поток № 11 Поток № 14
Состав Расход Состав Расход
% мол кмольчас% мол кмольчас
СН4 66791 9946 66276 - -
С2 Н6 44543 054 0357 502 43145
С3 Н8 36449 - - 402 34529
i-С4 Н8 81164 - - 852 73149
н-С4 Н8 401047 - - 4199 360592
i-С4 Н10 202785 - - 2142 183933
н-С4 Н10 184350 - - 1903 163468
Итого 1017128 10000 66633 10000 858815
Таблица 9. Состав и производительность
Поток № 11 Поток № 14
СоставРасход СоставРасход
%масс Кгчас %масс Кгчас
С2 Н6 1 10740 274 1297354
С3 Н8 - - 322 1522634
i-С4 Н8 - - 867 4104213
н-С4 Н8 - - 4273 20231967
i-С4 Н10 - - 2258 10690943
н-С4 Н10 - - 2007 9501390
Итого 100 1073997 10000 47348501
Расчёт колонн К2-К4 аналогичен расчёту колонны деметанизации
результаты расчётов сведены в таблицы №№ 10-15:
Питание деэтанизатора=поток№14(жидкость с низа колонны
К1)+поток№15(жидкость с сепаратора С2)
Таблица 10. Материальный баланс колонны деэтанизации (К2)
Питание Дистиллят D Остаток R
Компоненты Кмольчас Поток № 19 Поток № 20
% мол Кмольчас% мол Кмольчас
СН4 0515 114 0515 - -
С2 Н6 44186 9818 44186 - -
С3 Н8 36449 068 0306 399 36142
i-С4 Н8 81164 - - 896 81164
н-С4 Н8 401047 - - 4429 401047
i-С4 Н10 202785 - - 2240 202785
н-С4 Н10 184350 - - 2036 184350
Итого 950495 10000 45007 10000 905488
Таблица 11. Состав и производительность
Поток № 19 Поток № 20
С2 Н6 9839 1328654 - -
С3 Н8 100 13504 312 1593769
i-С4 Н8 - - 890 4553940
н-С4 Н8 - - 4399 22501818
i-С4 Н10 - - 2304 11786667
н-С4 Н10 - - 2095 10715151
Итого 10000 1350417 10000 51151345
Таблица 12. Материальный баланс колонны депропанизации (К3)
Компоненты Кмольчас Поток № 24 Поток № 25
С3 Н8 36142 9961 36142 - -
i-С4 Н8 81164 039 0143 932 81022
н-С4 Н8 401047 - - 4614 401047
i-С4 Н10 202785 - - 2333 202785
н-С4 Н10 184350 - - 2121 184350
Итого 905488 10000 36285 10000 869203
Таблица 13. Состав и производительность потоков
Поток №24 Поток №25
Состав Расход СоставРасход
С3 Н8 995 1593769 - -
i-С4 Н8 05 8009 917 4545931
н-С4 Н8 - - 4541 22501818
i-С4 Н10 - - 2379 11786667
н-С4 Н10 - - 2163 10715151
Итого 10000 1601778 10000 49549567
Таблица 14. Материальный баланс колонны разделения ББФ (К4)
Компоненты Кмольчас Поток № 30 Поток № 29
% мол Кмольчас% мол Кмольчас
i-С4 Н8 81022 1679 81022 - -
н-С4 Н8 401047 8311 401047 - -
i-С4 Н10 202785 010 0466 5232 202319
н-С4 Н10 184350 - - 4768 184350
Итого 869203 10000 482534 10000 386669
Таблица 15. Состав и производительность
Поток № 30 Поток № 29
i-С4 Н8 1679 4545931 - -
н-С4 Н8 8311 22501818 - -
i-С4 Н10 01 27075 2373 11759592
Итого 10000 27074824 4536 49549567
3. Сводный баланс установки
Материальный баланс установки рассчитывается на основе уравнения:
Gсырья = GМФ + GЭФ + GПФ + GБутаны + GБутилены
В данном случае материальный баланс выполняется.
В качестве основного продукта я выбрал нормальный бутилен. Его
содержание в сырье которое поступает на разделение составляет 4553939
После колонны разделения БФ дистиллят состоит из н-бутилена и изо-
бутилена. Его на выходе получаем 4545931 кгч. Рассчитаем коэффициент
извлечения основного продукта
Т. к. коэффициент извлечения нормального бутилена составляет 099
достаточно высокий то разработанную схему для разделения углеводородов
заданного состава можно считать эффективной.
Касаткин А.Г. «Основные процессы и аппараты химической технологии»
М.: Химия 1973 754 стр.
Мозговой И. В. Нелин А. Г. «Технология производства мономеров»
Монография. Омск: Изд-во ОмГТУ 2000. 108 с.
Григорьев И. С. Физические величины. Справочник [текст] Григорьев И.
С. Мейлихов Е. З. - М.:Энергоатомиздат 1991. - 968 с.
Дронин А. П. Технология разделения углеводородных газов [текст]
Дронин А. П. Пугач И. А. - М.: Химия 1976. - 176 с.
Золотов Ю. А. Химическая энциклопедия (том 3) [текст] Золотов Ю. А.
Кабанов В. А. - М.: Большая российская энциклопедия1992. - 891 с.
Мозговой И. В. Технология производства мономеров [текст] И. В.
Мозговой А. Г. Нелин - Омск 2000. - 108 с.

TexCxema.frw