Разработка технологического процесса для разделения углеводородной смеси заданного состава

Куб колонны К-2 обогревается паром до температуры 115^оС при помощи кипятильника Т-2. Кубовая жидкость К-2 при температуре 100 ⁰С и давлении 4,19 МПа подается на питание депропанизатора К-4.

Разделение ЭЭФ. В ректификационную колонну К-3 поступает этан-этиленовая фракция. Пары с верха К-3 поступают в холодильник Х-7, охлаждаемый жидким пропиленом (параметр холода -37 ⁰С). Газожидкостная смесь после холодильника Х-7 поступает в емкость Е-3, откуда жидкость насосом Н-3 по уровню в сборнике подается в колонну в виде флегмы, этилен с температурой -48^оС и давлением 4,04 МПа выводим с установки и отправляем производство полиэтилена.

Этан снизу ректификационной колонны К-3 с температурой (-10)^оС и давлением 4,11 МПа выводим с установки и отправляем на пиролиз, для получения этилена.

Стадия депропанизации. Кубовая жидкость К-2 при температуре 47 ⁰С  и давлении 1, 92 МПа подается на питание депропанизатора К-4. Сверху ректификационной колоны выходит ППФ, с параметрами: температура 35⁰С и давление 2,5 МПа. Поток этой газовой смеси охлаждается в холодильнике Х-8, охлаждение производится оборотной водой (параметр воды 25⁰С).  С температурой 35^оС и давлением 2,5 МПа углеводородная смесь поступает в флегмовую емкость Е-4, из которого большая часть конденсата с помощью насоса Н-4 подается наверх колонны в виде флегмы. Избыток направляется в  ректификационную колонну К-5, для разделения пропан-пропиленовой фракции.

Снизу колонны К-4 выходит кубовый продукт, представляющий собой смесь углеводородов С₄₊ , нагревается паром до температуры 90⁰С (давление 2,6 МПа) при помощи кипятильника Т-4. Часть кубового продукта направляется в колонну К-6 для выделения бутановой фракции.

Разделение ППФ. В ректификационную колонну К-5 поступает пропан-пропиленовая фракция. Пары с верха К-5 поступают в холодильник Х-9, охлаждаемый жидким этиленом (параметр холода -56 ⁰С). Газожидкостная смесь после холодильника Х-9 поступает в емкость Е-5, откуда жидкость насосом Н-5 по уровню в сборнике подается в колонну в виде флегмы, пропилен с температурой 35^оС и давлением 1,7 МПа выводим с установки и отправляем производство полипропилена.

Пропан снизу ректификационной колонны К-5, нагревается паром до температуры 58^оС (давление 1,8 МПа) выводим с установки и отправляем на пиролиз, для получения пропилена.

Стадия дебутанизации. Кубовый продукт колонны К-4, представляющий собой смесь углеводородов С₄₊, с температурой 90⁰С и давлением 2,6 МПа направляется на питание колонны К-6

Сверху ректификационной колоны выходит бутановая фракция. Поток этой газовой смеси охлаждается в холодильнике Х-10, охлаждение производится оборотной водой (параметр воды 25⁰С), и с температурой 54^оС и давлением 0,9 МПа поступает в флегмовую емкость Е-6, из которой большая часть конденсата с помощью насоса Н-6 подается наверх колонны в виде флегмы. Избыток бутановой фракции отправляется на изомеризацию для получения изобутана.

Снизу колонны выходит кубовый продукт, представляющий собой смесь углеводородов С_5+, нагревается паром до температуры 95⁰С (давление 0,95 МПа) при помощи кипятильника Т-6. Часть кубового продукта направляется в депентанизационную колонну К-7,предназначенную для выделения пентановой фракции.

Стадия депентанизации. Кубовый продукт колонны К-6, представляющий собой смесь углеводородов С₅₊, с температурой 95⁰С и давлением 0,95 МПа направляется на питание колонны К-7

Сверху ректификационной колоны выходит пентановая фракция. Поток этой газовой смеси охлаждается в холодильнике Х-11, охлаждение производится оборотной водой (параметр воды 25⁰С), и с температурой 62^оС и давлением 0,5 МПа поступает в флегмовую емкость Е-7, из которой большая часть конденсата с помощью насоса Н-7 подается наверх колонны в виде флегмы. Избыток бутановой фракции отправляется на изомеризацию для получения изопентана.

Снизу колонны выходит кубовый продукт, представляющий собой бензольную фрацию нагревается паром до температуры 105⁰С (давление 0,6 МПа) при помощи кипятильника Т-7. Часть кубового продукта направляется на производство моторных топлив.

 

 

 

 

5. Принципиальная технологическая схема основных материальных потоков

 

 

6. Разработка технологических параметров принципиальной схемы

 

Перечень основных материальных потоков

 

1. Исходное сырьё, поданное на стадию охлаждения с температурой 16 °C, давлением 0,56 МПа;
2. Метан с параметрами: t = -87 ⁰С и Р = 4,32 МПа
3. УВС со стадии деметанизации с параметрами: Р  = 4,37 МПа; t =80C
4. ЭЭФ с параметрами Р = 4,13 и t = (-27) ⁰С МФ
5. Углеводородная смесь, содержащая углеводороды С₃ и выше, с параметрами: Р = 4,19 МПа, t = 100 °C
6. Этилен с параметрами Р = 4,04 МПа и t = (-48) ⁰С
7. Этан с параметрами Р = 4,11 МПа и t = (-10) ⁰С
8. ППФ с параметрами Р = 1,83 МПа и t = 35 ⁰С
9. Углеводородная смесь, содержащая углеводороды С₄, с параметрами: Р = 1,91 МПа, t = 57 °C
10. Пропилен с параметрами Р = 1,72 МПа и t = 30 ⁰С
11. Пропан с параметрами Р = 1,82 МПа и t = 40 ⁰С
12. Бутановая фракция с параметрами: Р = 2.8 МПа; t = 138.4 °C
13. Углеводородная смесь, содержащая углеводороды С₅ и выше, с параметрами:Р = 2,9 МПа, t = 190 °С
14. Пентановая фракция с параметрами: Р = 2,6 МПа; t = 183.5 °C
15. Бензольная фракция с параметрами: Р = 2,7 МПА, t = 245 °C

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

7.Расчет материального баланса

 

Исходные данные:

 

1. Состав углеводородной смеси         Таблица 1

 

№ п/п	НАИМЕНОВАНИЕ	% вес.	кг/час	кМ/час	% мол
1.	СН4	3,2	1363,35	84,982	8,1
2.	С2 Н4	6,9	3002,15	107,014	10,2
3.	С2 Н6	1,8	757,15	25,180	2,4
4.	С3 Н6	59,4	25650,65	609,560	58,1
5.	С3 Н8	5,1	2220,70	50,360	4,8
6.	н-С4 Н10	21,3	9208,16	158,423	15,1
7.	еС5	2,1	908,37	12,590	1,2
8.	Бензол	0,2	81,95	1,049	0,1
ИТОГО		100	43192,49	1049,157	100

 

2. Годовая производительность, тн     - 368000

3. Число часов непрерывной работы в году    -     8520

4. Исходная температура, ⁰С                -        16

5. Исходное давление, МПа                -     0,56

6. Фазовое состояние исходной смеси                        -       жидкость

7. Принципиальная технологическая схема основных материальных потоков, приведенная в разделе 6.

 

Методика :

- расчёт часовой производительности;

- расчёт количества и состава выделенных материальных потоков;

- расчёт сводного материального баланса процесса;

- расчёт коэффициента извлечения целевого продукта,

- сравнительный анализ параметров компонентов номенклатуры

 

 

 

7.1 Расчёт производительности

 

, кг/ч

 

7.2 Расчёт таблиц материальных графов «количество и состав».

7.2.1 Сырьё, поток №1

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

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

а_i =

;

где а_i - массовые доли компонентов,

x_i - мольные доли компонентов,

М_i - молекулярная масса компонента i,

Зная весовой состав смеси можно рассчитать расход каждого компонента смеси.

 

Результаты вычислений сводятся в таблицу 2:

 

 

 

Таблица №2 Количество и состав сырья

	%,вес	кг в час	М	кмоль в час	%, мол
СН4	3,2	1363,35	16,04276	84,982	8,1
С2Н4	7,0	3002,15	28,05376	107,014	10,2
С2Н6	1,8	757,15	30,06964	25,180	2,4
С3Н6	59,4	25650,65	42,08064	609,560	58,1
С3Н8	5,1	2220,70	44,09652	50,360	4,8
С4Н10	21,3	9208,16	58,1234	158,423	15,1
С5Н12	2,1	908,37	72,15028	12,590	1,2
С6Н6	0,2	81,95	78,11364	1,049	0,1
Итого	100	43192,49		1049,157	100

 

 

7.2.2. Материальный баланс колонны деметанизации К1:

 

Расчет произведён в прикладной программе «MS Excel» по методике, описанной в [1].

Питанием колонны является жидкость с холодильника Х4

 

Таблица 3. Материальный баланс колонны деметанизации (К1)

Компоненты	Питание, Кмоль/час	Дистиллят D, Поток №2		Остаток R, Поток №3
		Состав, % мол	Расход, Кмоль/час	Состав, % мол	Расход, Кмоль/час
СН4	84,982	99,4	84,982	-	-
С2Н4	68,924	0,6	0,491	24,650	68,433
С2Н6	13,046	-	-	4,699	13,046
С3Н6	168,223	-	-	60,594	168,223
С3Н8	12,721	-	-	4,582	12,721
С4Н10	14,785	-	-	5,326	14,785
С5Н12	0,402	-	-	0,145	0,402
С6Н6	0,011	-	-	0,004	0,011
Итого	363,094	100	85,473	100	277,621

 

                        Таблица 4. Состав и производительность потоков №№2 и 3.