Разработка технологической схемы разделения углеводородной смеси

кп3.doc

Министерство образования и науки РФ
Омский Государственный Технический Университет
Кафедра: «Химическая технология органических веществ»
Пояснительная записка
к курсовому проекту.
Дисциплина: «Основы проектирования и оборудование предприятий
органического синтеза»
Тема: Разработка технологической схемы разделения углеводородной смеси
Руководитель проекта:
по курсовому проектированию
«Основы проектирования и оборудование предприятий органического
Студент: Штейнбрехер Александр Александрович
Тема: Разработка технологического процесса для разделения
углеводородной смеси заданного состава
Состав углеводородной смеси
№ Наименование кг % км % т-ра
пп в час вес в час мол кип. 0С
изо-Бутилен изо-С4 Н8 -
н-Бутилены н-С4 Н8 -
изо-Бутан изо-С4 Н10 190
н-Бутан н-С4 Н10 200
Годовая производительность тн -
Число часов непрерывной работы в году -
Начальное давление ати –
Начальная температура 0С: -
оборотная вода с начальной температурой оС .25
жидкий пропилен параметроС 6
жидкий пропилен параметроС ..(-18)
жидкий пропилен параметроС ..(-37)
жидкий этилен параметроС . ..(-56)
жидкий этилен параметроС ..(-99)
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 . .. . .. .. .
Углеводородные газы являются ценным сырьём для производства
высокооктановых компонентов моторных топлив и важнейшим видом сырья для
нефтехимических синтезов. В связи с этим современные процессы
газоразделения призваны обеспечить максимальное извлечение углеводородных
компонентов из смеси газов.
Для разделения и очистки газовых смесей широко используют такие
процессы как частичная конденсация абсорбция адсорбция и ректификация.
Процессы применяемые при разделении углеводородных смесей являются
массообменными или диффузионными процессами так как в них участвуют две
фазы: жидкая и парогазовая (конденсация абсорбция ректификация) и твердая
и парогазовая (адсорбция). В процессе массопередачи осуществляется переход
вещества из одной фазы в другую в направлении достижения равновесия между
двумя фазами. Движущей силой процесса является разность химических
потенциалов которую при инженерных расчетах удобнее выражать через
разность концентраций разделяемых компонентов в паровой (ур – у) и жидкой
(х - хр ) фазах которая определяется как разность между рабочими у х и
равновесными ур хр концентрациями или равновесными и рабочими
концентрациями в зависимости от того какая из них больше. Переход вещества
из одной фазы в другую осуществляется до момента достижения динамического
равновесия что требует достаточно большой продолжительности или
поверхности контакта фаз.
Как уже отмечалось одним из процессов массопередачи применяемых в
газоразделительных установках является процесс конденсации. Он может быть
организован в виде однократной конденсации осуществляемой без отвода
образующегося конденсата или фракционированной конденсации при которой
происходит непрерывный отвод конденсата из парового потока. В аппаратах
промышленных газоразделительных установок разделяющих многокомпонентные
смеси в зависимости от гидродинамических условий процесса различают два
варианта непрерывной конденсации: прямоточную и противоточную.
Газовая смесь охлаждаемая в аппаратах газоразделительных установок
может частично конденсироваться. Этот процесс сопровождается частичным
разделением смеси при котором конденсат обогащается высококипящими
компонентами а несконденсировавшаяся часть – низкокипящими. Частичную
конденсацию газовой смеси можно осуществлять двумя способами – прямоточной
или противоточной конденсацией. Необходимо отметить что хотя оба метода
конденсации технически осуществить достаточно просто их существенным
недостатком является то что в процессе конденсации исходная смесь
разделяется лишь на отдельные фракции – жидкую и паровую которые в своем
составе содержат несколько компонентов. Т.е требуется последующая ступень
Абсорбция – это процесс разделения газовой смеси осуществляемый путем
избирательного поглощения отдельных компонентов смеси жидким поглотителем
(абсорбентом) в результате контакта неравновесных потоков газа и
абсорбента. Этим методом особенно широко пользуются на начальной стадии
разделения газовых смесей пред подачей смеси в криогенный блок когда из
нее необходимо удалить значительные количества СО2 H2S и некоторые другие
примеси затрудняющие низкотемпературный процесс разделения. Процесс
абсорбции происходит в том случае если парциальное давление извлекаемого
компонента в исходной газовой смеси выше чем в жидком абсорбенте. В связи
с тем что парциальное давление компонентов пропорционально их концентрации
движущая сила этого процесса может измеряться также и величиной
характеризующей разность содержаний этих компонентов в жидкой и газовой
фазах. При физической абсорбции эффективность процесса возрастает с
увеличением давления так как растворимость газа в абсорбенте близка к
линейной зависимости от его давления.
Адсорбция – это селективное поглощение газов паров или растворенных
веществ поверхностью твердых поглотителей (адсорбентов). Этот метод
разделения газовых смесей получил определенное распространение в
промышленности при низких значениях парциальных давлений извлекаемых
компонентов. В качестве адсорбентов используются вещества с развитой
поверхностью которая образована капиллярными порами молекулярных размеров.
К таким веществам относятся активированные угли силикагели алюмогели и
синтетические цеолиты. Все эти вещества отличаются сравнительно высокой
адсорбционной активностью и относительно легко десорбируются. Адсорбционная
способность при поглощении отдельного компонента или компонентов из
разделяемой смеси зависит не только от вида адсорбента но и от пористой
структуры природы поглощаемого вещества его парциального давления и
температуры. Понижение температуры и рост давления приводят к увеличению
количества адсорбируемого вещества. Применение адсорбционных методов
очистки и разделения газовых смесей обеспечивает высокую эффективность
процесса при низких парциальных давлениях извлекаемых компонентов.
Недостатками адсорбции являются периодичность процесса относительно
высокая стоимость регенерации и сравнительно низкая эффективность
С помощью метода фракционированной конденсации практически невозможно
добиться разделения многокомпонентной смеси с получением какого-либо
компонента в чистом виде с достаточно высокой степенью извлеченья. Методы
абсорбции и адсорбции позволяют решить эту задачу но лишь в том случае
если содержание примесей которые необходимо удалить при разделении
невелико. Наиболее эффективным способом разделения позволяющим осуществить
получение из газовой смеси одного или нескольких компонентов в чистом виде
с высокой степенью извлечения является ректификация. Ректификация – это
сложный диффузионный процесс при котором между потоками жидкости и пара
движущимися навстречу друг другу осуществляется тепло- и массообмен. В
этом процессе при контакте жидкости с паром содержащих одинаковые
компоненты но не находящихся в равновесии будет происходить
перераспределение компонентов смеси между фазами. При этом компонент из
фазы где его содержание выше равновесного будет переходить в фазу с
содержанием ниже равновесного. Вследствие этого поднимающийся вверх по
ректификационной колонне пар будет обогащаться более легколетучими
компонентами а стекающая вниз жидкость – менее летучими.
При переработке попутных газов из них вначале выделяют более тяжелые
углеводороды С3-С5. Для этой цели возможно применение различных методов
(конденсации адсорбции и абсорбции) которые при выделении индивидуальных
углеводородов обязательно комбинируют с последующей ректификацией.
Конденсационно-ректификационный способ (или способ низкотемпературной
ректификации) состоит в использовании одновременно высокого давления и
низкой температуры при сжижении и ректификации газов. Однако для выделения
углеводородов С3-С5 он значительного распространения не получил. Причиной
этого является повышенный расход энергии на сжатие и охлаждение газов так
как одну из колонн необходимо орошать жидким этаном.
При адсорбционно-ректификационном способе разделения попутного газа
используют непрерывно действующие адсорберы с движущимся сверху вниз слоем
активированного угля (гиперсорбция).
Широко используют абсорбционно-ректификационный метод. Принцип этого
метода 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 подвергают дальнейшей ректификации.
Регенерированный абсорбент охлаждают и возвращают в абсорбер.
Разработка и обоснование номенклатуры готовой продукции.
В ходе разработки номенклатуры готовой продукции следует
руководствоваться исходя из её процентного содержания в газовой смеси. В
качестве целевого продукта я выбираю этилен с содержанием в смеси 18.5%
весовых. В связи с его применением в качестве сырья процесса полимеризации
и пиролиза необходима концентрация до 999%. Но в смеси находятся и другие
ценные компоненты которые с экономической точки зрения выбрасывать не
рентабельно поэтому их надо выделить тоже.
Для начала нужно разделить газовую смесь заданного состава на
фракции состоящие из компонентов с близкими температурами кипения. Каждая
фракция содержит небольшое количество примесей:
Метановодородная фракция с содержанием этилена не более 15%
Этан-этиленовая фракция содержание пропилена 01 % вес.
Пропан-пропиленовая фракция с содержанием бутана 01 % вес.
Бутановая фракция с содержанием пропана 01 % вес.
Теперь нужно определится какие компоненты стоит выделить в чистом
виде а какие оставить в виде узких фракций.
Метановодородная фракция.
Основными составляющими компонентами этой фракции являются метан и
водород. Т. к. содержание метана и водорода невелико и они имеют низкие
температуры кипения то выделять их нецелесообразно. Поэтому после ее
выделения она сбрасывается в топливную сеть.
Этан-этиленовая фракция.
Из этой фракции выделим два товарных продукта: этан и этилен. Этилен
отправляется на процесс полимеризации в качестве сырья для производства
полиэтилена а этан направляется на пиролиз для получения этилена.
Пропан-пропиленовая фракция.
Компонентами этой фракции являются пропан и пропилен. Так как пропилен
является целевым продуктом и из-за сравнительно большого количества
пропана фракция подвергается разделению. Пропилен направляется на
полимеризацию. Пропан является сырьем пиролиза.
В процессе дегидрирования данная фракция будет переработана в бутадиен
который используется в больших масштабах для получения синтетических
Разработка и обоснование структурной схемы процесса.
Весь процесс разделения смеси углеводородных газов можно разделить на
Деметанизация где выделяется МВФ
Деэтанизация где выделяется ЭЭФ
Депропонизация где выделяется ППФ и С4
Стадия компримирования: На эту стадию подается поток №1-сырье с
параметрами: Р= 2.5 атм. t =220С. Со стадии отправляется поток №2 газ с
параметрами: Р=40 атм. t = 160С и поток №3 с параметрами: Р=40 атм. t =
0С являющийся смесью жидких потоков с сепараторов установленных перед
Стадия охлаждения: На эту стадию подается поток №2 с параметрами: Р=40
атм. t = 160С и поток №3 с параметрами: Р=40 атм. t = 160С. Со стадии
отправляется поток №4 парожидкостная смесь (ПЖС) с параметрами: Р=391
атм. t = -500С и поток №5 с параметрами: Р=391 атм. t = -500С
Стадия деметанизации: На эту стадию подается поток №4 с параметрами:
Р=391 атм. t = -500С. и поток №5 с параметрами: Р=391 атм. t = -500С.
Со стадии отправляется поток №6 с параметрами: Р=38 атм. t = -100С и
поток №7 МВФ параметрами: Р=37 атм. t = -1000С.
Стадия деэтанизации: На эту стадию подается поток №6 с параметрами: Р=38
атм. t = -100С. Со стадии отправляется поток №8 с параметрами: Р=369
атм. t = 200С и поток №9 ЭЭФ параметрами: Р=358 атм. t = 00С.
Стадия разделения ЭЭФ: На эту стадию подается поток №9 с параметрами:
Р=369 атм. t = 200С. Со стадии отправляется поток №12 этан с
параметрами: Р=35 атм. t = 100С и поток №13 этилен параметрами: Р=359
Стадия депропанизации: На эту стадию подается поток №8 с параметрами:
Р=369 атм. t = 600С. Со стадии отправляется поток №10 ППФ с
параметрами: Р=358 атм. t = 500С и поток №11 БФ параметрами: Р=345
Стадия разделения ППФ: На эту стадию подается поток №10 с параметрами:
Р=358 атм. t = 500С. Со стадии отправляется поток №14 пропан с
параметрами: Р=34 атм. t = 400С и поток №11 БФ параметрами: Р=344
Структурная схема процесса разделения углеводородной смеси
Где цифрами обозначены материальные графы и их параметры:
– Исходное сырьё поданное на стадию компримирования с температурой
°C давлением 25 ата;
– Газовая смесь после компримирования подаваемая на стадию
предварительного охлаждения с температурой 16 °C давлением 40 ата;
– Жидкость с сепараторов стадии компримирования температурой 16°C
– Углеводородная смесь после предварительного охлаждения
подаваемая на стадию деметанизации с температурой (-50)°C давлением 391
– Жидкость с сепараторов стадии компримирования после
предварительного охлаждения подаваемая на стадию деметанизации с
температурой (-50)°C давлением 391 ата;
– Углеводородная смесь после деметанизации с температурой -10 °C
– Метановодородная фракция (МВФ) с параметрами: Р = 37 ата; t = (-
– Углеводородная смесь после деэтанизации с температурой 50 °C
– Этан-этиленовая фракция с температурой 0 °C; давлением 358 ата;
– Бутановая фракция (на дегидрирование) с температурой 100 °C
– Пропан-пропиленовая фракция с температурой 45 °C давлением 358
– Этиленовая фракция направляемая для производства полиэтилена (на
процесс полимеризации) с температурой 5 °C и давлением 35 ата.
– Этановая фракция направляемая для производства этилена (на
процесс пиролиза) с температурой 20 °C и давлением 359 ата.
– Пропиленовая фракция направляемая в качестве сырья для синтеза
изопропилбензола (на процесс полимеризации) с температурой 40 °C и
– Пропановая фракция направляемая для производства пропилена (на
процесс пиролиза) с температурой 60 °C и давлением 349 ата.
Разработка и обоснование технологической схемы.
1. Первая стадия технологической схемы - компримирование так как
исходная углеводородная смесь (далее УВС) имеет давление 25 ата а для
выделения МФ необходимо повысить давление до 40 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 25 ата который
насосом Н1 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 - 110°C. После
первой ступени сжатия поток 2 давлением 112 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 104 ата поступает на вторую стадию
компримирования где проходит процесс аналогичный процессу на первой
стадии УВС сжимается до 41 ата. После прохождения холодильников Т6 и Т7
направляется на стадию предварительного охлаждения.
С низа сепаратора С2 выходит жидкий поток 6 с температурой 16 °C и
давлением 104 ата который направляется в ёмкость Е1. Жидкость из ёмкости
E1 насосом Н2 направляется на стадию предварительного охлаждения.
2. Вторая стадия технологической схемы - предварительное
охлаждение. Углеводородная смесь охлаждается до (-50 °C) так как МФ имеет
низкую критическую температуру.
Материальный потоки после прохождения стадии компримирования с
температурой 16 °C и давлением 40 ата подаются на стадию предварительного
охлаждения. Будут использованы хладагены с параметрами: t = (-18)°C t = (-
)°C и t = (-56)°C. После прохождения холодильников смесь охладится до
температуры (-50) ° C и будет иметь давление 391 ата.
3. Третья стадия технологической схемы - деметанизация - выделение
из углеводородной смеси метановодородной фракции.
На стадию поступают потоки 8 и 13.
Блок деметанизации состоит из двух ректификационных колонн – К1 и К2.
Поток 8 подаётся в колонну К1 а поток 13 – в колонну К2.
В колонне К1 происходит выделение метановодородной фракции которая
уходит с верха колонны и направляется в дефлегматор Т11 (в качестве
хладагента используется жидкий этилен (-99) °C) для конденсации. После
дефлегматора Т11 МВФ с температурой (-100) °C и давлением 385 ата
разделяется на два потока – флегму (поток 10) и готовую метановодородную
С низа колонны деметанизации жидкая УВС с температурой -10 °C и
давлением 38 ата направляется на деэтанизацию (поток 12).
В колонне К2 происходит выделение метановодородной фракции которая
уходит с верха колонны и направляется в дефлегматор Т13 (в качестве
дефлегматора Т13 МВФ с температурой (-100) °C и давлением 385 ата
разделяется на два потока – флегму (поток 15) и готовую метановодородную
давлением 38 ата направляется на деэтанизацию (поток 17).
4. Четвёртая стадия технологической схемы - деэтанизация -
выделение из углеводородной смеси этан-этиленовой фракции.
На данную стадию поступает поток УВС после деметанизации с
температурой -10 °C и давлением 38 ата (поток 19).
С верха колонны газообразная ЭЭФ направляется в дефлегматор Т15 (в
качестве хладагента используется жидкий пропилен (-18) °C) для конденсации.
После дефлегматора Т15 ЭЭФ с температурой 0 °C и давлением 358 ата поток
делится на флегму (поток 21) и ЭЭФ (поток 22). Флегма насосом Н3
направляется на орошение в колонну К2 а ЭЭФ подаётся на следующую стадию –
разделения ЭЭФ в ректификационную колонну К3 (поток 17).
С низа ректификационной колонны К3 часть жидкой фракции направляется
в кипятильник Т16 где полностью испаряется и возвращается в колонну.
Жидкость из куба колонны направляется на стадию депропанизации (поток
5. Пятая стадия технологической схемы – разделение этан-этиленовой
фракции на этиленовую и этановую фракции.
УВС с температурой 20 °C и давлением 369 ата поступает в
ректификационную колонну разделения ЭЭФ К4. С верха ректификационной
колонны газовая этиленовая фракция направляется в дефлегматор Т17 (в
качестве хладагента используется жидкий пропилен (-18) °C) для
конденсации. После дефлегматора этиленовая фракция с температурой 30 °C и
давлением 359 ата делится на флегму (поток 25) и готовый продукт – этилен
(поток 28). Флегма посредством насоса Н4 возвращается в колонну К4 для
С низа ректификационной колонны К4 часть жидкой этановой фракции
направляется в кипятильник Т18 где полностью испаряется и возвращается в
колонну. Этановая фракция с низа колонны направляется на дегидрирование
6. Шестая стадия технологической схемы - депропанизация - выделение
из углеводородной смеси пропан-пропиленовой фракции.
На данную стадию поступает поток УВС после деэтанизации с
температурой 20 °C и давлением 369 ата (поток 29). С верха колонны
газообразная ППФ направляется в дефлегматор Т19 (в качестве хладагента
используется вода 25 °C) для конденсации. После дефлегматора ППФ с
температурой 50 °C и давлением 358 ата делится на флегму (поток 31) и ППФ
(поток 32). Флегма насосом Н5 направляется на орошение в колонну а ППФ
подаётся на следующую стадию – разделение ППФ в ректификационную колонну К6
С низа ректификационной колонны К4 часть жидкой бутановой фракции
направляется в кипятильник Т20 где полностью испаряется и возвращается в
Бутановая фракция с низа колонны направляется на склад готовой
продукции (поток 34).
7. Седьмая стадия технологической схемы – разделение пропан-
пропиленовой фракции на пропиленовую и пропановую фракции.
УВС с температурой 50 °C и давлением 358 ата поступает в
ректификационную колонну разделения ППФ К6. С верха колонны газовая
пропиленовая фракция направляется в дефлегматор Т21 (в качестве хладагента
используется вода 25 °C) для конденсации. После дефлегматора пропиленовая
фракция с температурой 60 °C и давлением 344 ата делится на флегму (поток
) и готовый продукт – пропилен (поток 39). Флегма посредством насоса Н6
возвращается в колонну К6 для орошения.
С низа ректификационной колонны К6 часть жидкой пропановой фракции
направляется в кипятильник Т22 где полностью испаряется и возвращается в
колонну для проведения процесса ректификации. Пропановая фракция с низа
колонны направляется на производство пропилена (поток 38).
Принципиальная технологическая схема основных материальных потоков
Цифрами обозначены материальные потоки и их параметры:
- Исходное сырьё поданное на стадию компримирования с температурой
– ПЖС после прохождения компрессора М1 направляемая в холодильник
Т1 для охлаждения с температурой 110 °C давлением 11 ата;
– Жидкость с сепаратора С1 подаваемая в ёмкость Е1 с температурой
°C давлением 2.5 ата;
– Газовая смесь после прохождения сепаратора С2 направляемая в
компрессор М2 с температурой 16 °C давлением 10.3 ата;
– ПЖС после прохождения компрессора М2 направляемая в холодильник
Т3 для охлаждения с температурой 110 °C давлением 40.6 ата;
– Жидкая смесь с сепаратора С2 первой ступени компримирования
подаваемая в ёмкость Е1 с температурой 16 °C давлением 10.4 ата;
– Жидкость с ёмкости Е1 направляемая насосом Н2 на стадию
предварительного охлаждения с температурой 16 °C давлением 10 ата;
– ПЖС после прохождения холодильника Т5 направляемая в колонну К1
для разделения с температурой (-50) °C давлением 391 ата;
– ПЖС с верха колонны К1 направляемая в дефлегматор Т11 для
конденсации с температурой (-100) °C и давлением 378 ата;
– Жидкость с дефлегматора Т11 направляемая в колонну К1 для
орошения с температурой (-105) °C и давлением 374 ата;
– МВФ направляемая сначала на теплообмен затем в топливную сеть
с температурой (-100) °C и давлением 37 ата;
– Жидкость с низа колонны К1 направляемая для разделения в
колонну К3 с температурой 20 °C и давлением 38 ата;
– ПЖС после прохождения холодильника Т10 направляемая в колонну
К2 для разделения с температурой (-50) °C давлением 391 ата;
– ПЖС с верха колонны К2 направляемая в дефлегматор Т13 для
– Жидкость с дефлегматора Т13 направляемая в колонну К2 для
– Жидкость с низа колонны К2 направляемая для разделения в
– Жидкость со стадии деметанизации подаваемая в колонну К3 для
разделения с температурой 20 °C; давлением 38 ата;
– ПЖС с верха колонны К3 направляемая в дефлегматор Т15 для
конденсации с температурой 15 °C и давлением 36 ата;
– Жидкость с дефлегматора Т15 направляемая насосом Н3 в колонну
К3 для орошения с температурой 10 °C и давлением 35 ата;
– Жидкость с верха колонны К3 подаваемая в колонну К4 для
разделения с температурой 20 °C давлением 369 ата;
– Газовая смесь из кипятильника Т16 направляемая под первую
тарелку колонны К3 с температурой 50 °C и давлением 369 ата;
– ПЖС с верха колонны К4 направляемая в дефлегматор Т16 для
конденсации с температурой 10 °C давлением 36 ата;
– Жидкость с дефлегматора Т16 направляемая насосом Н4 в колонну
К4 для орошения с температурой 5°C давлением 355 ата;
– Газовая смесь из кипятильника Т18 направляемая под первую
тарелку колонны К4 с температурой 30 °C давлением 331 ата;
процесс полимеризации) с температурой 5 °C и давлением 35 ата;
– Жидкость с низа колонны К3 направляемая для разделения в
колонну К5 с температурой 50 °C давлением 369 ата;
– ПЖС с верха колонны К5 направляемая в дефлегматор Т19 для
конденсации с температурой 45 °C; давлением 35 ата;
- Жидкость с дефлегматора Т19 направляемая насосом Н5 в колонну
К5 для орошения с температурой 40 °C и давлением 34 ата;
- Жидкость с верха колонны К5 подаваемая в колонну К6 для
разделения с температурой 40 °C давлением 34 ата;
- Газовая смесь из кипятильника Т20 направляемая под первую
тарелку колонны К5 с температурой 105 °C давлением 348 ата;
- Бутановая фракция (на дегидрирование) с температурой 100 °C
- ПЖС с верха колонны К6 направляемая в дефлегматор Т21 для
конденсации с температурой 40 °C и давлением 343 ата;
- Жидкость с дефлегматора Т21 направляемая насосом Н6 в колонну
К6 для орошения с температурой 39 °C и давлением 34 ата;
- Газовая смесь из кипятильника Т22 направляемая под первую
тарелку колонны К6 с температурой 60 °C давлением 348 ата;
- Пропановая фракция направляемая для производства пропилена (на
процесс пиролиза) с температурой 60 °C и давлением 349 ата;
- Пропиленовая фракция направляемая в качестве сырья для синтеза
Условные обозначения оборудования:
М1-М2 – поршневые компрессоры;
Н1-Н6 – насосы центробежные.
К1-К6 – колонны ректификационные;
С1-С2 – сепараторы газовые;
Т1-Т22 – теплообменники кожухотрубчатые;
Расчет материального баланса
Состав углеводородной смеси Таблица 3
№ НАИМЕНОВАНИЕ % кгчас кМчас %
Н2 85 4409624 2187314636
СН4 5 2593897 161685 47
С2 Н4 185 9597418 342107699
С2 Н6 95 4928404 163898248
С3 Н6 105 5447183 129446438
С3 Н8 9 4669014 105880531
i-С4 Н10 19 9856808 169582449
н-С4 Н10 20 1037559 178507852
ИТОГО 1000 5187793 3438422100
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
Н2 85 4409624 2016 2187314 636
СН4 5 2593897 16043 161685 47
С2 Н4 185 9597418 28054 3421076 99
С2 Н6 95 4928404 30070 1638982 48
С3 Н6 105 5447183 42081 1294464 38
С3 Н8 9 4669014 44097 1058805 31
i-С4 Н10 19 9856808 58124 1695824 49
н-С4 Н10 20 1037559 58124 1785078 52
Итого 100 5187793 3438422 100
Н2 0636 189370 1947312 00004 00788
СН4 0047 22294 229000 00045 00993
С2 Н4 0099 13276 136261 00018 00234
С2 Н6 0048 34983 35694 01628 05694
С3 Н6 0038 28845 29381 00163 00471
С3 Н8 0031 07003 06918 02183 01529
i-С4 Н10 0049 01842 01611 00745 00137
н-С4 Н10 0052 002957 00020 05120 00151
Итого 1 099049 09997
При достижении равенства каждой суммы единице в переделах ошибки не
более 10% расчёт заканчивается. В данном случае мольная доля отгона e” =
99. Это значит что 999% средней мольной массы сырья при данных
условиях переходят в газовую фазу и парожидкостной поток со средней мольной
массой Мср разделяется в сепараторе на два потока:
№2 – газ в количестве 0999Мср и
№3 – жидкость в количестве (1-0999) Мср или 0001Мср
На основании расчёта делаем вывод что после сепаратора С1 жидкая фаза
Расчёт сепаратора С2 аналогичен.
После сепаратора С2 выделяется жидкий поток №6 и газовый поток №4
результаты вычислений сведены в таблицу №6:
Таблица №6 материальный баланс сепаратора С2
Наимено- Поток на входе Поток №4 (газ) Поток №6 (жидкость)
Расход Состав Расход Состав %Расход Состав
кг в час % масс кг в час масс кг в час % масс
Н2 4409624 85 4380132 12881 29492 0165
СН4 2593897 50 2499707 7351 94190 0527
С2 Н4 9597418 185 8673853 25508 923565 5167
С2 Н6 4928404 95 4158481 12229 769923 4308
С3 Н6 5447183 105 3569584 10497 1877599 10505
С3 Н8 4669014 90 2934747 8630 1734267 9703
i-С4 Н10 9856808 190 4096414 12047 5760394 32229
н-С4 Н10 10375587 200 3691527 10856 6684060 37397
Итого 51877934 1000 34004445 100000 17873490 1000
2.3. Поток №11. Жидкость с верха колонны К1.
Питанием колонны является жидкость из ёмкости E1 (поток№8)
Таблица 7. Количество и состав потока №8.
№ НаименоСостав Мол. Состав Количество
ппвание потока масса потока №6 в потоке №8
Н2 3880 20160 0002 29492 14629
СН4 1557 160429 0005 94190 5871
С2 Н4 8731 280538 0052 923565 32921
С2 Н6 6790 300699 0043 769923 25604
С3 Н6 11833 420806 0105 1877599 44619
С3 Н8 10430 440970 0097 1734267 39328
i-С4 26283 581240 0322 5760394 99105
н-С4 30497 581240 0374 6684060 114997
ИТОГО 100 1 17873490 377075
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 377075 кмоль сырья. Составы изображены в
мольных долях. Условно принимаем что содержание Н2 в остатке а С2Н6 –
С4Н10 в дистилляте равно нулю.
Т.е. х”R1= 0; y”D(3÷8)= 0 (здесь и дальше х” и y” – мольные доли
компонентов соответственно в жидкости и парах индекс R относится к
остатку индекс D – к дистилляту индекс 123 - соответственно к метану
этану и т.д. индекс G – к сырью).
Запишем уравнение материального баланса для всей колонны по общему
количеству молей потоков и по каждому компоненту:
Gc’1 = D*y’D1 + R*x’R1 (2)
Gc’2 = D*y’D2 + R*x’R2 (3)
Gc’3 = D*y’D3 + R*x’R3 (4)
Gc’4 = D*y’D4 + R*x’R4 (5)
Gc’5 = D*y’D5 + R*x’R5 (6)
Gc’6 = D*y’D6 + R*x’R6 (7)
Gc’7 = D*y’D7 + R*x’R7 (8)
Gc’8 = D*y’D8 + R*x’R8 (9)
Подставляя в эти уравнения известные нам величины и исключая R из
уравнений (2) – (9) с помощью (1) получим:
7075*0.039 = D*y’D1 + (377075-D)*0 (2’)
7075*0.016 = D* y’D2 + (377075-D)*0 (3’)
7075*0.087 = D*003 + (377075-D)*x’R3 (4’)
7075*0.067 = D*0 + (377075-D)*x’R4 (5’)
7075*0.118 = D*0 + (377075-D)*x’R5 (6’)
7075*0.104 = D*0 + (377075-D)*x’R6 (7’)
7075*0.263 = D*0 + (377075-D)*x’R7 (8’)
7075*0.305 = D*0 + (377075-D)*x’R8 (9’)
Суммируя (4’) - (9’) получаем:
6575 = D*003 + (377075 – 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+ x’R8 = 1
6575 = 003*D + 377075 – D
D = 20567 кмольчас а
Мольные доли остальных компонентов в дистилляте и остатке:
Из (2’): y’D1 = 14629 : 20567= 0711
Из (3’): y’D2 = 5871 : 20567= 0285
Из (4’): x’R3 = 32854 : 356508= 0092
Из (5’): x’R4 = 25604 : 356508 = 0071
Из (6’): x’R5 = 44619 : 356508 = 0125
Из (7’): x’R6 = 39328 : 356508 = 0110
Из (8’): x’R7 = 99105 : 356508 = 0278
Из (9’): x’R8 = 114997 : 356508= 0323
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 Кгчас Поток №11 Поток №12
Состав Расход Состав Расход
% мол кмольчас% мол кмольчас
Н2 14629 711 14629 - -
СН4 5871 285 5871 - -
С2 Н4 32921 03 0067 9216 32854
С2 Н6 25604 - - 7182 25604
С3 Н6 44619 - - 12516 44619
С3 Н8 39328 - - 11032 39328
i-С4 Н10 99105 - - 27799 99105
н-С4 Н10 114997 - - 32256 114997
Итого 377075 1000 20567 100000 356508
Таблица 9. Состав и производительность потоков №№ 11
Поток №11 Поток №12
Состав Расход СоставРасход
%масс Кгчас %масс Кгчас
СН4 75013 94190 - -
С2 Н4 15 18834 5193 921681
С2 Н6 - - 4338 769923
С3 Н6 - - 10579 1877599
С3 Н8 - - 9772 1734267
i-С4 Н10 - - 32457 5760394
н-С4 Н10 - - 37661 6684060
Итого 100 125565 10000017747924
Расчёт колонн К2-К6 аналогичен расчёту колонны выделения метана
результаты расчётов сведены в таблицы №№ 10-19:
Таблица 10. Материальный баланс колонны деметанизации (К2)
Питание Дистиллят D Остаток R
Компоненты Кмольчас Поток №16 Поток №17
% мол Кмольчас% мол Кмольчас
Н2 2172685 932 2172685 - -
СН4 155814 67 155814 - -
С2 Н4 309186 02 3735 41894 305452
С2 Н6 138294 - - 18967 138294
С3 Н6 84827 - - 11634 84827
С3 Н8 66552 - - 9128 66552
i-С4 Н10 70477 - - 9666 70477
н-С4 Н10 63511 - - 8711 63511
Итого 3061346 1000 2332233 100000 729113
Таблица 11. Состав и производительность потоков №№ 16 и
Поток №16 Поток №17
Н2 62711209244380132 - -
СН4 35788790762499707 - -
С2 Н4 15 10476912431714 8569084
С2 Н6 - - 15390 4158481
С3 Н6 - - 13211 3569584
С3 Н8 - - 10861 2934747
i-С4 Н10 - - 15161 4096414
н-С4 Н10 - - 13662 3691527
Итого 100 6984608 10000027019836
Питание деэтанизатора=поток№12 (жидкость с низа колонны К1)+поток№17
(жидкость с низа колонны К2)
Таблица 12. Материальный баланс колонны деэтанизации (К3)
Компоненты Кмольчас Поток №22 Поток №29
С2 Н4 338306 67318 338306 - -
С2 Н6 163898 32614 163898 - -
С3 Н6 129446 0068 0343 22142 129103
С3 Н8 105881 - - 18159 105881
i-С4 Н10 169582 - - 29084 169582
н-С4 Н10 178508 - - 30615 178508
Итого 1085621 100000 502547 100000 583074
Таблица 13. Состав и производительность потоков №№ 22 и
Поток №22 Поток №29
С2 Н4 9490765 65755 9490765 -
С2 Н6 4928404 34145347464928404 -
С3 Н6 5447183 01 144336025917910
С3 Н8 4669014 - - 15392
i-С4 Н10 9856808 - - 32494
н-С4 Н10 10375587- - 34204
Итого 4476776110000 14433603 100000
Таблица 14. Материальный баланс колонны разделения ЭЭФ (К4)
Компоненты Кмольчас Поток №28 Поток №27
% мол Кмольчас% мол Кмольчас
С2 Н4 338306 999 338306 - -
С2 Н6 163898 01 0316 99791 163582
С3 Н6 0343 - - 0209 0343
Итого 502547 338622 163925
Таблица 15. Состав и производительность потоков №№ 28
Поток №28 Поток №27
СоставРасход Состав Расход
С2 Н4 999 9490765 - -
С2 Н6 01 9500265599707 4918903
С3 Н6 - - 029257280314434
Итого 100 9500265 100000 4933337
Таблица 16. Материальный баланс колонны депропанизации (К5)
Компоненты Кмольчас Поток №32 Поток №34
% мол Кмольчас % мол Кмольчас
С3 Н6 129103 550 129103 - -
С3 Н8 105881 449 105421 0132 0459
i-С4 Н10 169582 01 0174 48628 169409
н-С4 Н10 178508 - - 51240 178508
Итого 583074 1000 234699 100000 348376
Таблица 17. Состав и производительность потоков №№ 32 и
Поток №32 Поток №34
С3 Н6 53834 5432749 - -
С3 Н8 4606569544648772 0100 20243
i-С4 Н10 01 100916126548644 9846716
н-С4 Н10 - - 51256 10375587
Итого 100000 10091613 10000 20242545
Таблица 18. Материальный баланс колонны разделения ППФ (К6)
Компоненты Кмольчас Поток №39 Поток №38
С3 Н6 129103 999 129103 - -
С3 Н8 105421 01 0123 99835 105298
i-С4 Н10 0174 - - 0165 0174
Итого 234699 1000 129227 100000 105472
Таблица 19. Состав и производительность потоков №№ 39
Поток №39 Поток №38
С3 Н6 999 5432749 - -
С3 Н8 01 543818768499783 4643333
i-С4 Н10 - - 021686419610092
Итого 100 5438188 100000 4653425
3. Сводный баланс установки
Материальный баланс установки рассчитывается на основе уравнения:
Gсырья = GМФ + GЭЭФ + GППФ + GБутФ + GПФ+ GБенФ
Таблица 20. Материальный баланс установки разделения смеси УВ.
На основе проведённых расчётов делаем вывод что материальный баланс
выполняется т.е. суммарная масса входящих потоков равна суммарной массе
В качестве основного продукта я выбрал этилен так как он является
наиболее ценным компонентом. Его содержание в сырье которое поступает на
разделение составляет 959742 кгч.
После колонны разделения ЭЭФ дистиллят состоит из этилена. Его на
выходе получаем 950027 кгч.
Рассчитаем коэффициент извлечения:
Т. к. коэффициент извлечения этилена составляет 099 достаточно
высокий то разработанную схему для разделения углеводородов заданного
состава можно считать эффективной.
4.1 Номенклатура готовой продукции
Таблица 21. Номенклатура готовой продукции
№ Наименование Параметры Примеси % масс.
С атм Наименование планфакт
МВФ -100 38 Этилен 15 15
ЭЭФ в том числе: 8 372 Пропилен 01
Этилен 2 365 Этан 01 01
Этан 20 35 Пропилен 05 03
ППФ в том числе: 80 342 Бутан 01
Пропилен 744 335 Пропан 01 01
Пропан 86 33 Бутан 05 02
Бутановая фракция 100 325 Пропан 01 01
Библиографический список
Юкельсон В.П. Технология основного органического синтеза.-
Дронин А.П. Пугач И.А. Технология разделения углеводородных
газов. - М.”Химия” 1975.
Плановский А. Н. Процессы и аппараты химической технологии
[текст] Плановский А. Н. Рамм В. М. Каган С. З. – М.:
Химия 1968. – 847 с.
Берлин М.А. и др. «Переработка нефтяных и природных азов»
-М.: Химия 1981 г.-472 с. ил.
Тимофеев В.С. Серафимов Л.А. «Принципы технологии основного
органического и нефтехимического синтеза».- М.: Высшая школа
Мозговой И. В. Технология производства мономеров [текст] И.
В. Мозговой А. Г. Нелин А.Г. – Омск 2000. – 108 с.
Скобло А.И. Молоканов Ю.К. Владимиров А.И. Щелкунов В.А.-
М. «Процессы и аппараты нефтегазопереработки и нефтехимии»
изд. "Недра" 2000. 677 с. ил.
Сарданашвили А. Г. Примеры и задачи по технологии переработки
нефти и газа [текст] А. Г. Сарданашвили А. И. Львова –
Москва.: Химия 1980. – 260 с.
«Основные процессы и аппараты химической технологии» пособие по
проектированию под ред. Ю. И. Дытнерского. М. «Химия» 1991 г.
Нелин А.Г. «Основы проектирования и оборудование предприятий
органического и нефтехимического синтеза» учебное пособие для курсового
проектирования [текст] Нелин А.Г. Скутин Е.Д. Давидан Г.М. – Омск 2006.-

TexCxema.frw