Главная Коллекция "Revolution" Химия Разработка технологического процесса для разделения углеводородной смеси заданного состава

Разработка технологического процесса для разделения углеводородной смеси заданного состава

Разработка и обоснование структурной схемы процесса разделения углеводородной смеси. Разработка и обоснование технологической схемы. Расчет таблиц материального баланса "Количество и состав основных материальных потоков". Сводный баланс установки.

Рубрика Химия
Вид курсовая работа
Язык русский
Дата добавления 12.11.2017
Размер файла 300,7 K
рефераты на заказ со скидкой

Отправить свою хорошую работу в базу знаний просто. Используйте форму, расположенную ниже

Студенты, аспиранты, молодые ученые, использующие базу знаний в своей учебе и работе, будут вам очень благодарны.

Страница:

Размещено на http://www.allbest.ru/

МИНОБРНАУКИ РОССИИ

ФЕДЕРАЛЬНОЕ ГОСУДАРСТВЕННОЕ БЮДЖЕТНОЕ ОБРАЗОВАТЕЛЬНОЕ

УЧРЕЖДЕНИЕ ВЫСШЕГО ПРОФЕССИОНАЛЬНОГО ОБРАЗОВАНИЯ

Омский государственный технический университет

НЕФТЕХИМИЧЕСКИЙ ИНСТИТУТ

КАФЕДРА «Химическая технология и биотехнология»

КУРСОВОЙ ПРОЕКТ

НА ТЕМУ: Разработка технологического процесса для разделения углеводородной смеси заданного состава.

Студента: гр. ХТБ-410

Мельников Алексея Сергеевич

Руководитель проекта: Нелин А.Г.

Разработал студент: Мельников А.С.

Омск 2014

Задание

Исходные данные:

1. Состав углеводородной смеси

Таблица 1

№

п/п

НАИМЕНОВАНИЕ

%

вес.

Критические

параметры

Т, К

Р, МПа

1.

Н2

0,2

2

СН4

9,4

3

С2 Н4

11,2

4.

С2 Н6

1,4

5.

С3 Н6

56,6

6.

С3 Н8

4,8

7.

н-С4 Н10

13,1

8.

С5 на н-пентан

3,2

9.

Бензол

0,1

ИТОГО

100,0

2. Годовая производительность, тн - 189000

3. Число часов непрерывной работы в году - 8520

4. Начальное давление, ати - 0,6

5. Начальная температура, 0С: - 16

6. Хладагенты:

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

пропиленовый холод, параметр,оС ……………………..….....................6

пропиленовый холод, параметр,оС ……………..…………………..(-18)

пропиленовый холод, параметр,оС ……………..…………………..(-37)

этиленовый холод, параметр,оС ………………..……….…………..(-56)

этиленовый холод, параметр,оС …………………………………….(-99)

Задание выдал: Нелин А.Г

Содержание

разделение углеводородный смесь технологический

Введение

1. Разработка и обоснование номенклатуры готовой продукции

2. Разработка и обоснование структурной схемы процесса

3. Структурная схема процесса

4. Разработка и обоснование технологической схемы

5. Принципиальная технологическая схема

6. Расчет материального баланса

6.1 Расчет расхода сырья

6.2 Расчет таблиц материального баланса «Количество и состав основных материальных потоков»

6.3 Сводный баланс установки

6.4 Расчёт коэффициента извлечения основного продукта

Библиографический список

Введение

Разработка технологического процесса представляет собой сложную комплексную задачу, для которой характерна многовариантность возможных решений. Выбор наилучшего решения для конкретных условий является важным условием повышения эффективности производства и его совершенствования. Выбранный оптимальный вариант технологического процесса должен быть осуществим в конкретных условиях производства в кратчайшие сроки с минимальными потерями материальных и трудовых ресурсов и обеспечить в дальнейшем минимальную трудоемкость и себестоимость, при стабильном высоком уровне качества продукции. Выбранный вариант технологического процесса должен соответствовать высокой категории уровня с технически обоснованными средствами автоматизированных систем управления производством.

В связи с развитием нефтехимической промышленности проблема разделения углеводородных газовых смесей становится чрезвычайно актуальной, т.к. в этом возникает необходимость в любой промышленности.

а) краткая характеристика способов разделения углеводородных смесей.

Способ - это совокупность методов, оптимальных для выбранного химико-технологического процесса (ХТП). Для раскрытия темы рассмотрим некоторые методы.

Абсорбцией называют процесс поглощения газов или паров из газовых или парогазовых смесей жидким поглотителем - абсорбентом. Если поглощаемый газ - химически не взаимодействует с абсорбентом, то такую абсорбцию называют физической (непоглощаемую составную часть газовой смеси называют тертом, или инертным газом). Если же абсорбтив образует с абсорбентом химическое соединение, то такой процесс называют хемосорбцией. В технике часто встречается сочетание обоих видов абсорбции. Физическая абсорбция (или просто абсорбция) обычно обратима. На этом свойстве абсорбционных процессов основано выделение поглощенного газа из растворов - десорбция. Десорбцию газа проводят отгонкой его в токе инертного газа или водяного пара в условиях подогрева абсорбента или снижения давления над абсорбентом. Отработанные после хемосорбции абсорбенты обычно регенерируют химическими методами или нагреванием. Сочетание абсорбции и десорбции позволяет многократно применять поглотитель и выделять поглощенный газ в чистом виде. Часто десорбцию проводить не обязательно, так как полученный в результате абсорбции раствор является конечным продуктом, пригодным для дальнейшего использования. Основные факторы, определяющие эффективность абсорбции и десорбции. В процессе абсорбции одна и та же степень извлечения может быть достигнута при изменении основных параметров процесса:

- давление;

- температура;

- число тарелок;

- удельный расход абсорбента.

Понижение температуры абсорбции приводит к повышению извлечения целевых компонентов, но снижает селективность процесса вследствие возрастания растворимости углеводородов в растворах и увеличивает вероятность гидратообразования. Повышение температуры увеличивает селективность процесса по отношению к кислым компонентам, но может привести к возрастанию остаточного содержания кислых компонентов в очищенном газе. Кроме того, повышение температуры приводит к увеличению влагосодержания очищенного газа, что повышает расход вещества на его осушку и увеличивает энергозатраты на регенерацию осушителя. Давление для абсорбции выбирают в зависимости от состава смеси предложенной на разделение. Если в смеси много легких углеводородов, то абсорбцию проводят при давление 11--16 атм, а если много то давление повышают до 30-35атм. Чаще всего методом адсорбции выделяют из газов углеводороды С3 и выше, а углеводороды С2 вместе с метаном являются отходящими газами. Процесс абсорбции протекает тем быстрее, чем больше поверхность раздела фаз, турбулентность потоков и коэффициенты диффузии.

Конденсация - экзотермический процесс, при котором выделяется теплота фазового перехода - теплота конденсация. Конденсированная фаза может образовываться в объеме пара или на поверхности твердого тела и жидкости, имеющих более низкую температуру, чем температура насыщения пара при данном давлении. Конденсация происходит при изотермическом сжатии, адиабатическом расширении и охлаждении пара, или одновременном понижении его давления и температуры, которое приводит к тому, что конденсированная фаза становится термодинамически более устойчивой, чем газообразная. Конденсационным разделением может быть решён ряд технологических задач, в том числе частичная конденсация газовой смеси с последующим выделением из неё тяжёлых углеводородов С5 - С6 и выше. Конденсация многокомпонентных смесей может быть осуществлена подбором соответствующих температуры и давления. Если газ обогащён компонентами С5 и выше, его конденсацию ведут при невысоком давлении и умеренных температурах. При небольшом содержании высококипящих углеводородов смесь разделяют методом низкотемпературной конденсации при 4,0 - 4,5 МПа, и температуре -70 °C и ниже. Газовый конденсат направляется далее на разделение. Повышенная температура конденсации приводит к уменьшению холодопроизводительности установки, увеличению потребляемой мощности и снижению технико-экономических показателей ее работы. Изменение температуры кипения на 1°С в среднем приводит к изменению холодопроизводительности компрессора на 4-5%, изменению потребляемой мощности на 2% и изменению удельного расхода электроэнергии на 2-3%. Увеличение температуры конденсации на 1 °С приводит к снижению холодопроизводительности на 1-2%, увеличению мощности на 1-1,5% и возрастанию удельного расхода электроэнергии на 2-2,5%.

Ректификация - тепло массообменный процесс, который осуществляется в противоточных колонных аппаратах с контактными элементами (насадка, тарелки). В процессе ректификации происходит непрерывный обмен между жидкой и паровой фазой. Жидкая фаза обогащается более высококипящим компонентом, а паровая фаза -- более низкокипящим. Процесс тепломассообмена происходит по всей высоте колонны между стекающим вниз дистиллятом, образующимся наверху колонны (флегмой), и поднимающимся вверх паром. Чтобы интенсифицировать процесс тепломассообмена применяют контактные элементы, увеличивающие поверхность взаимодействия фаз. В случае применения насадки, флегма стекает тонкой пленкой по ее развитой поверхности. В случае применения тарелок, пар в виде множества пузырьков, образующих развитую поверхность контакта, проходит через слой жидкости на тарелке. Разделение жидкой смеси основано на различной летучести веществ. Для получения продуктов с заданной концентрацией компонентов и высокими выходами используют процесс ректификации, который широко применяется в нефтегазопереработке, химической, нефтехимической, кислородной, пищевой и других отраслях промышленности.

Вступающие в контакт пары и жидкость при ректификации не находятся в равновесии, но в результате контакта фазы стремятся достичь его или приблизиться к этому состоянию. При этом происходит выравнивание температур и давлений в фазах и перераспределение компонентов между ними. Контакт пара и жидкости, при котором система достигает состояния равновесия, называется идеальным или теоретическим, а устройство, обеспечивающее такой контакт - теоретической тарелкой.

Вступающие в контакт пары и жидкость при ректификации не находятся в равновесии, но в результате контакта фазы стремятся достичь его или приблизиться к этому состоянию. При этом происходит выравнивание температур и давлений в фазах и перераспределение компонентов между ними. Контакт пара и жидкости, при котором система достигает состояния равновесия, называется идеальным или теоретическим, а устройство, обеспечивающее такой контакт - теоретической тарелкой. Для осуществления процесса ректификации температурный режим в колонне должен быть таким, чтобы температура убывала в направлении движения потока паров (возрастала в направлении движения потока жидкости).

При ректификации массообмен протекает в обоих направлениях. Если теплота испарения и теплоемкости разделяемых компонентов различаются незначительно, то массы парового и жидкостного потоков по высоте аппарата изменяются мало.

Очевидно, при многократном повторении таких противоточных контактов на верху аппарата можно получить пары, обогащенные в любой степени низкокипящим компонентом, а снизу отбирать жидкость, обогащенную высококипящим компонентом. Подобное контактирование осуществляется до тех пор, пока пар на верху колонны не приобретает заданного состава по НКК, а жидкость внизу колонны не достигнет состава. Использование повышенных давлений приводит также к уменьшению объема аппаратуры. Если же рассматривать влияние давления на процесс ректификации, при этом относительная летучесть компонентов, как правило, уменьшается и разделение затрудняется.

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

1. Компрессионный метод. Самостоятельное значение он имеет лишь для газобензиновых заводов, на которых из попутного газа компримированием и охлаждением выделяют конденсат (сырой газовый бензин).

Недостатком компрессионного метода является то, что в большинстве случаев он применяется в сочетании с другими методами, самостоятельно практически не используется.

2. Абсорбционный метод широко применяется для извлечения бензина и сжижения газов из природных и попутных газов. При этом методе газы орошают абсорбентом, который извлекает из них тяжёлые углеводороды. Последние отгоняются в десорбере.

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

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

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

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

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

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

Способ - это комбинация методов разделения углеводородов, наиболее подходящий к данной смеси.

5. Абсорбционно-ректификационный способ разделения газовых смесей при низких температурах широко распространен для получения индивидуальных углеводородов или концентрированных фракций из газов пиролиза нефтепродуктов. В процессе разделения имеются следующие стадии:

1) выделение углеводородов С5 и выше и попутная частичная осушка газов;

осушка газов твердыми зернистыми поглотителями;

абсорбция углеводородов С2--С4 легкими маслами (углеводороды С4-С6);

выделение углеводородов из абсорбента и разделение (ректификация) их на фракции или на индивидуальные углеводороды.

К достоинствам абсорбционно-ректификационного способа относятся умеренно низкие температуры и сравнительная простота эксплуатации; к недостаткам - повышенные энергетические затраты, унос абсорбента и необходимость его выделения при пониженных температурах

6. Конденсационно-ректификационный способ. Сущность этого способа заключается в охлаждении газа под давлением. Тяжёлые углеводороды С2 и выше конденсируются, а метан и водород остаются в газовой фазе. Этот способ отличается от абсорбционно-конденсационного способом перевода углеводородов в жидкую фазу - при абсорбции это достигается поглощением их жидкими растворителями, при конденсационном методе - охлаждением. Конденсационно-ректификационный способ разделения углеводородных газовых смесей, являющийся в настоящее время наиболее распространенным, заключается в сжатии газовой смеси до 30--35 атм и охлаждении ее до очень низких температур (от --100 до --110° С).

Преимуществами этого способа являются меньший расход водяного пара и воды, большая чистота этилена, недостатками - сложность компрессорного оборудования, более низкие температуры (основные затраты приходятся на создание низких температур). В связи с этим большое значение имеет эффективность и экономичность применяемых холодильных циклов.

б) выбор и обоснование технологии проектируемого процесса

Исходные данные:

1. Состав углеводородной смеси

Таблица 1

№

п/п

НАИМЕНОВАНИЕ

М

Кг\ч

Критические

параметры

Т, С

МПа

1.

Н2

2

44,37

-239,89

1,28

2.

СН4

16

2085,21

-82,09

4,58

3.

С2 Н4

28

2484,51

9,91

5,05

4.

С2 Н6

30

310,56

32,31

4,82

5.

С3 Н6

42

12555,64

91,81

4,56

6.

С3 Н8

44

1064,79

96,81

4,20

7.

н-С4 Н10

58

2905,99

153,01

3,75

8.

С5 на н-пентан

72

709,86

196,61

3,33

9.

Бензол

78

22,18

289,51

4,86

ИТОГО

22183,1

2. Годовая производительность, тн - 189000

3. Число часов непрерывной работы в году - 8520

4. Начальное давление, ати - 0,6

5. Начальная температура, 0С: - 16

6. Хладагенты:

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

пропиленовый холод, параметр,оС ……………………..….....................6

пропиленовый холод, параметр,оС ………………..………………..(-18)

пропиленовый холод, параметр,оС ……………..…………………..(-37)

этиленовый холод, параметр,оС ………………..……….…………..(-56)

этиленовый холод, параметр,оС …………………………………….(-99)

Переведем исходное давление в систему СИ, для этого избыточное давление преобразуем в абсолютное:

Р = 1 + 0,6 = 1,6 атм.

В системе СИ давление имеет размерность Па, следовательно:

Р = 1,6: 10 = 0,16 МПа.

Для того чтобы определить способ для разделения углеводородной смеси, необходимо знать фазовое состояние исходной смеси.

Фазовое состояние можно определить, сравнивая температуру критическую углеводородной среды с исходной температурой, т.к. критическая температура определяет границы фазового состояния. Критическая температура является величиной аддитивной, следовательно, определяется как сумма произведений мольной доли каждого компонента на его критическую температуру:

Зная мольные доли и критические температуры каждого компонента, мы можем найти критическую температуру смеси. Для этого необходимо найти общую производительность:

= = 189000 * 1000 / 8520 = 22183.1 кг\ч.

Далее найдем производительность по каждому отдельному компоненту в смеси. Для этого общую производительность умножим на вес каждого компонента в смеси:

Для водорода: = 22183,1 * 0,002 = 44,37 кг\ч

Для метана: 22183.1 0,094 = 2085,21 кг\ч

Для этилена: 22183.1 0,112 = 2484,51 кг\ч

Для этана: 22183.1 0,014 = 310,56 кг\ч

Для пропилена: 22183.1 0,566 = 12555,64 кг\ч

Для пропана: 22183.1 0,048 = 1064,79 кг\ч

Для бутана: 22183.1 0,131 = 2905,99 кг\ч

Для пентана: 22183,1 0,032 = 709,86 кг\ч

Для бензола: 22183.1 0,001 = 22,18 кг\ч

Проверим полученные результаты, найдя сумму полученных производительностей по каждому компоненту:

= 44,37 + 2085,21 + 2484,51 + 310,56 + 12555,64 + 1064,79 + 2905,99 + 709,86 + 22,18 = 22183,1кг/ч.

Полученный результат сходится с первоначальным, следовательно, производительность посчитана верно.

Далее нам необходимо рассчитать молярный расход каждого компонента. Для этого производительность каждого компонента нужно разделить на молярный вес этого компонента:

Водород:

Х = 44.37 / 2 = 22,185 кмоль/час

Далее все оставшиеся компоненты рассчитываются подобно, а результаты вносятся в таблицу 2.

Определяем мольную долю каждого компонента в смеси:

Водород:

22.185 • 100 / 634,98 = 3,50 %

Далее все оставшиеся компоненты рассчитываются подобно, а результаты вносятся в таблицу 2.

Чтобы перевести температуры из К в °С нужно вычесть 273.15

Водород:

33,6 - 273,15 = -239,89°С

Далее все оставшиеся компоненты рассчитываются подробно, а результаты вносятся в таблицу 2.

Чтобы найти Х`(мольный вес) нужно:

Водород:

3,5/100 = 0,035

Далее все оставшиеся компоненты рассчитываются подробно, а результаты вносятся в таблицу 2.

Теперь находим Т крит по формуле: Х`i .Т крит

Водород:

0,035 • (-239,89) = (-8,40) °С

Далее все оставшиеся компоненты рассчитываются подробно, а результаты вносятся в таблицу 2 и складываются.

№

П/П

НАИМЕ-НОВ-

АНИЕ

%,

вес

х,

вес

М

Кг/ч

Кмоль/ч

%,

Мол.

Крит.

параметра

Х`

Х`i .Т крит.

t,0С

Р, МПа

1.

Н2

0,2

0,002

2

44,37

22,185

3,50

-239,88

1,28

0,035

-8,40

2.

СН4

9,4

0,094

16

2085,21

130,33

20,52

-82,09

4,58

0,2052

-19,85

3.

С2 Н4

11,2

0,112

28

2484,51

88,73

13,97

9,91

5,05

0,1397

1,38

4.

С2 Н6

1,4

0,014

30

310,56

10,352

1,65

32,31

4,82

0,0163

0,53

5.

С3 Н6

56,6

0,566

42

12555,64

298,94

47,08

91,81

4,56

0,4708

24,22

6.

С3 Н8

4,8

0,048

44

1064,79

24,20

3,86

96,81

4,20

0,0381

3,69

7.

н-С4 Н10

13,1

0,131

58

2905,99

50,10

7,8

152,01

3,75

0,078

8,94

8.

С5 (по н-пентану)

3,2

0,032

72

709,86

9,86

1,58

196,61

3,33

0,0156

3,07

9

Бензол

0,1

0,001

78

22,18

0,28

0,04

289,51

4,86

0,0004

0,12

Итого

100

1

22180,1

634,98

100

1

13,7

Так мы получим значение температуры:

Т крит. смеси = 13.7 0С

В связи с тем, что критическая температура меньше исходной температуры, следует, что смесь находится в газовом фазовом состоянии.

Подберем наиболее подходящий способ разделения углеводородной смеси.

Адсорбционно-ректификационный считается эффективным для разделения газов с содержанием углеводородов С3 - С5, но в нашем случае необходимо разделить большое число компонентов, в состав которых входит водород, метан, этан, этилен к каждому из которых нужен соответствующий адсорбер. Также невозможно обеспечить непрерывность этого процесса, это значительно усложняет технологический процесс из-за трудностей при транспортировании адсорбента, делает его нецелесообразным из-за больших капиталовложений.

В абсорбционно-ректификационном способе существует аналогичная проблема в подборе абсорбентов, но тут используется жидкий абсорбент, что делает процесс проще в техническом плане. Однако абсорбционно-ректификационный способ значительно проще, его также использовать нецелесообразно, из-за присутствия в нашей смеси водорода, и легких углеводородов, невозможно добиться такой степени чистоты компонентов, как конденсационно-ректификационным способом, т.к. эти компоненты лучше разделить конденсацией. А не столь низкая температура, может только благоприятно сказаться на экономически более целесообразном выборе конденсационно-ректификационного способа.

Рассчитаем для примера критическую температуру МВФ и этилена.

Таблица 3

Критические параметры для смеси МФВ и этилена

№

п/п

Наименование

кмоль/ч

x `

Критические параметры

t, ° С

Р, МПа

1.

Водород

22,185

0,035

-239,89

1,28

2.

Метан

130,33

0,2052

-82,09

4,58

3.

Этилен

88,73

0,1397

9,91

5,05

1579,76

-86,19

Критическая температура МВФ =(-124,33° С), но максимально возможный холод - этиленовый, имеет температуру (-99° С), значит, нам нужно утяжелять фракцию, тем самым повышая температуру ее конденсации. Если вместе с МВФ мы выделим весь этилен, то критическая температура смеси будет (-84,19)° С, это означает, что мы сможем добиться режима полной конденсации, используя этиленовый холод

2. Разработка и обоснование номенклатуры готовой продукции.

Для начала определимся с понятием номенклатура.

Номенклатура- это систематизированная классификация, обозначение чего-либо в данной отрасли. При поступлении сырья на завод, многокомпонентные смеси подлежат обязательному разделению. Далее каждая отдельная фракция идет на конкретную установку, для получения нужного продукта.

При разделении углеводородного сырья заданного состава можно получить следующие фракции:

§ метана-водородную,

§ этан-этиленовую,

§ пропан-пропиленовую,

§ Фракция, содержащая углеводороды С4

§ Бензиновая Фракция (Н-пентан, бензол,).

Таблица 4

Номенклатура получаемых фракций

№ п/п

Наименование

Полученные данные

Ткрит

Ркрит

Примеси,%масс

1

МВФ + этилен

-86,19

4,10

0,1 этана

2

этан

32,31

4,75

0,1 пропана

3

ППФ

92,2

4,30

0,1бутана

4

Н-бутан

153,12

3,85

0,1пентана

5

Бензиновая фракция

250,3

4,20

0,1 бутана

Сформируем перечень будущих продуктов с краткой характеристикой каждого из них и запишем в таблицу 5.

МВФ необходимо отделить от этилена и этана, это можно осуществить методом абсорбции этилена и этана более тяжелыми углеводородами, и вернуть их в процесс в виде рецикла. А МВФ можно отправить потребителю в виде топлива.

Этан и этилен с рецикла отправляем на пиролиз, для получения этилена.

Нам необходимо отделить этан от оставшихся УВ, поэтому вторым продуктом будет этан, который можно отправить на пиролиз для получения этилена.

Разделение ППФ осуществляем на пропилен с минимальным содержанием пропана и пропан с минимальным содержанием изобутилена:

а) Пропиленовую фракцию, которая будет использован в качестве сырья для синтеза изопропилбензола, на основе которого получают фенол и ацетон.

б) Пропановую фракцию, которая далее отправляется на пиролиз, и в процессе которого будет переработана в пропилен.

Фракцию С4 в дальнейшем можно отправить на производство бутадиена.

Таблица 5

Номенклатура готовой продукции

№

п/п

Наименование

Параметры на выходе

Направление

использования

температура, 0С

давление, МПа

примеси,

% масс.

1

Метановодородная фракция (МВФ)

20

4

этилен, н.б. 0,1

Топливная сеть

2

Этилен

20

4

этан, н.б. 0,1

Полимеризация

3

этан

20

3,5

Пропилен, н.б. 0,1

Получение этилена

4

пропилен

25

4

Пропан, н.б. 0,1

полимеризация

5

пропан

25

4

Бутан, н.б. 0,1

Получение пропилена

6

Н-бутан

20

4

Пентан, н. б 0,1

Получение бутилена

7

Бензиновая фракция

40

4

Бутан, н.б. 0,1

Направляется на изомеризацию

3. Разработка и обоснование структурной схемы процесса

Целью данного раздела является структурная схема, для начала разберемся с этим понятием.

Структурная схема - это совокупность стадий будущего процесса и связь между ними.

В первую очередь нам необходимо выделить самую легкую фракцию углеводородов - метановодородную фракцию, для этого мы будет использовать метод деметанизации.

Т.к. он осуществляется при повышенном давлении и пониженной температуре, то нам следует охладить нашу смесь. Так как данная смесь находится в газовом фазовом состоянии, то нам следует сжать ее, т.е. компримировать.

1.Предварительное охлаждение.

Стадия предварительного охлаждения необходима нам для того, чтобы увеличить коэффициент сжатия, т.е. в дальнейшем для получения нужного нам давления нам потребуется уже не три стадии компримирования, а две. Так же предварительное охлаждение поможет нам отделить на стадии сепарации больше тяжелых углеводородов.

2.Компримирование

На стадию подается материальный поток №2 - сырье с параметрами:

ь Состав - по заданию

ь Давление - 1,04 МПа

ь Температура, 0С - (-8)

Мы используем стадию компримирования, т.к. метод деметанизации осуществляется при повышенном давлении, а у нас исходное давление 1,04МПа - его не достаточно, критическое давление МВФ и этилена 3,7МПа, учитывая потери, следует первоначальную смесь компримировать до давления выше давления конденсации, т. к на каждом холодильнике идет потеря давления 0,3МПа, а в колонне 0,2МПа, мы будем сжимать исходную смесь до 4,1МПа.

Степень сжатия на практике колеблется от 2 до 8 раз, в зависимости от состава смеси, поэтому нам придется компримировать по ступеням. Распределим давление следующим образом:

Pнач=1,04МПа, 1ступень -3,1 МПа, 2 ступень- 4,1МПа.

Т.о., со стадии компримирования выйдет материальный поток:

Поток №3- газ, с давлением,4,1МПа и с температурой 115 0С

3.Глубокое охлаждение.

Компримированный газ нельзя сразу направлять в колонну, т.к. температура питания колонны деметанизации должна соответствовать тарелке питания. Это будет средняя величина между температурой верха и куба деметанизатора.

Температура верха колонны будет немного выше температуры конденсации МВФ, примем ее равной (-880С). Температуру куда определим по правилу аддитивности. Получим, что температура кубового остатка равна 20,280С.

Следовательно, среднее арифметическое от температуры конденсации и температуры кубового остатка - это будет температура питания колоны, она равно (-33,860С).

Для глубокого охлаждения смеси углеводородов до температуры конденсации МВФ мы будем использовать этиленовый холод, с температурой (-980С).

После второй стадии мы получим один поток №4 - смесь углеводородов, с температурой (-940С) и давлением 4,07МПа.

4.Деметанизация

На стадию деметанизации поступает поток №4, направляется на разделение в ректификационную колонну. Здесь с верха колонны выходит МВФ и этилен, который после конденсации поступает в колонну адсорбции для дальнейшего разделения. Выделенную МВФ мы отправляем в топливную сеть. В процессе ректификации мы используем этиленовый холод и повышенное давление.

С куба колонны выходит поток №6, который направляется на стадию деэтанизации.

Поток №5 - сконденсированная МВФ и этилен, с температурой(-940С) и давлением 4,1МПа мы направляем на адсорбцию, где будет разделять МВФ и этилен, но это уже другое производство.

Поток №6 - углеводородная смесь, содержащая углеводороды С2 и выше, с температурой 20,28 0С и давлением 2,79МПа.

5.Деэтанизация.

Деэтанизация - стадия выделения из смеси углеводородов ЭЭФ путем ректификации. Для выделения этан в ректификационной колонне, в качестве хладагента мы используем пропиленовый холод(-180С).

Со стадии деэтанизации выходят два материальных потока:

Поток №9- сконденсированная ЭЭФ, с температурой (-80С) и давлением 1,7МПа направляем на покомпонентное разделение на этан и этилен.

Поток №12- углеводородная смесь, содержащая углеводороды С3 и выше, с температурой 18,580С и давлением 2,29МПа, отправляем на следующую стадию депропанизации.

6. Покомпонентное разделение ЭЭФ

Эта стадия необходима для разделения этан-этиленовой фракции на отдельные компоненты. В ректификационную колонну мы подаем поток №9(в него входит дистиллят колонны деэтанизации и этилен, оставшийся после десорбции, разделенные от МВФ). С верха колонны выходит этилен, после конденсации он направляется на склад, где в дальнейшем будет использоваться в качестве сырья для полимеризации. С низа колонны выходит этан, который мы направляем на производство для получения этилена.

7.Депропанизация.

Эта стадия выделения из смеси углеводородов пропан-пропиленовой фракции. Температура питания колонны ППФ 36,010С. Для выделения пропан-пропиленовой фракции в ректификационной колонне, в качестве хладагента мы используем оборотную воду, с температурой 250С.

Со стадии депропанизации выходят два материальных потока:

Поток №13- сконденсированная ППФ, с температурой 35 0С и давлением 1,7МПа. Поток №13 мы направляем на дальнейшее разделение ППФ на отдельные компоненты, а именно пропан и пропилен.

Поток №18- углеводородная смесь, содержащая углеводороды С4 и выше, с температурой 37,130С и давлением 2,29МПа. Данный поток отправляется на дальнейшее выделение н-бутана, т. е на стадию дебутанизаци.

8. Покомпонентное разделение ППФ.

Эта стадия необходима для разделения пропан-пропиленовой фракции на отдельные компоненты. В ректификационную колонну мы подаем поток №13. С верха колонны выходит пропилен, после конденсации он направляется на склад, где в дальнейшем будет использоваться в качестве сырья для полимеризации. С низа колонны выходит пропан, который мы направляем на производство для получения пропилена.

9.Дебутанизация.

Эта стадия необходима для выделения из смеси н-бутана. Поток №18 мы подаем в середину ректификационной колонны. Температура конденсации бутадиеновой фракции 350С, Для разделения бутадиеновой фракции в ректификационной колонне, в качестве хладагента мы используем оборотную воду, с температурой 250С. Со стадии дебутанизации выходят два материальных потока:

Поток №19- сконденсированная бутадиеновая фракция, с температурой 35 0С и давлением 1,2МПа, который мы направляем на дегидрирование, для получения бутилена.

Поток №21- бензиновая фракция, с температурой 10,720С и давлением 2,29МПа, которую мы направляем на изомеризацию, с последующим движением на каталитический риформинг для получения высокооктанового бензина.

Все параметры потоков будут уточняться при разработке технологической схемы процесса и расчета материального баланса

3. Структурная схема процесса.

4. Разработка и обоснование технологической схемы

Технологическая схема- это совокупность типовых процессов, расположенных в последовательности, определяемой целью химико-технологического процесса (ХТП).

1. Первая стадия технологической схемы - предварительное охлаждение.

Эта стадия нужна для того, чтобы увеличить коэффициент сжатия, т.е. в дальнейшем для получения нужного нам давления нам потребуется уже не три стадии компримирования, а две. Так же предварительное охлаждение поможет нам отделить на стадии сепарации больше тяжелых углеводородов. Исходную смесь, с температурой 16°C мы подаем в теплообменник, где в качестве хладагента используем пропиленовый холод (-18°C)

2.Вторая стадия технологической схемы - это компримирование, так как исходная углеводородная смесь имеет низкое давление, а для выделения МВФ необходимо повысить давление до 4,1МПа и понизить температуру смеси с помощью охлаждения (МВФ наиболее лёгкая из всей смеси).

Поток углеводородной смеси 1 с начальными параметрами - температурой 16 °C и давлением 1,14МПа - подаётся на стадию компримирования - в сепаратор С1 для разделения, где с верха уходит газовый поток 3, который направляется в компрессор М1 для сжатия.

С низа сепаратора С1 выходит жидкий поток 2 с температурой 16 °C и давлением 1,14Мпа, который направляется для дальнейшего разделения на стадию депропанизации, в ректификационную колонну К5, так как в первую очередь выделяются более тяжёлые углеводороды и в состав жидкости входят углеводороды С4 и выше. На первой ступени смесь сжимается до 2,5МПа и с температурой 115 °C поток 4 направляется в холодильник Т1 для охлаждения. После прохождения первого холодильника Т1 поток 5 охладится до температуры 35 °C, в связи с потерями при охлаждении 8 - 10 °C и будет иметь давление 2,47МПа, в связи с потерей давления при прохождении холодильника 0,03МПа. После прохождения второго холодильника Т2 поток 6 охладиться до температуры 16 °C и будет иметь давление 2,44МПа. Далее поток углеводородной смеси 6 поступает на вторую стадию компримирования - в сепаратор для разделения С2, где с верха уходит газовый поток 8, который направляется в компрессор М2 для сжатия. С низа сепаратора С2 выходит жидкий поток 7 с температурой 16 °C и давлением 2,44МПа, который направляется для дальнейшего разделения на стадию деэтанизации, в ректификационную колонну К3, так как в первую очередь выделяются более тяжёлые углеводороды и в состав жидкости входят углеводороды С2 и выше. На второй ступени смесь сжимается до 4,1МПа и с температурой 115 °C направляется в холодильник Т3 для охлаждения (поток 9).

3.Третья стадия технологической схемы - глубокое охлаждение. Углеводородная смесь охлаждается до (-33 °C), так как МВФ имеет низкую критическую температуру. Материальный поток 9 после прохождения стадии компримирования с температурой 115 °C и давлением 4,1МПа подаётся на стадию глубокого охлаждения. В качестве хладагентов будут использованы жидкий пропилен с температурой (-18) °C, жидкий пропилен с температурой (-37) °C, жидкий этан с температурой (-56) °С. после прохождения холодильника смесь охладится до температуры (-33) °C и будет иметь давление 4,1МПа (поток 10).

4. Четвертая стадия технологической схемы - деметанизация - выделение из углеводородной смеси метано-водородной фракции и этилена.

Углеводородная смесь с температурой (-3) °C и давлением 4,1МПа подаётся в колонну К1. В колонне деметанизации К1 происходит выделение метано-водородной фракции и этилена, которые уходят с верха колонны, и направляется в холодильник для конденсации. Из холодильника с температурой (-89) °C и давлением 4,1МПа МВФ, где с низа выходит жидкая МВФ и направляется в ректификационную колонну К1 в качестве флегмы для орошения, а с верха выходит газообразная МВФ и этилен, которые мы отправляем на дальнейшее разделение на компоненты в адсорбционную колонну. С низа колонны часть жидкой углеводородной смеси направляется в теплообменник-подогреватель, где нагревается до 37 °C

5. Пятая стадия технологической схемы - деэтанизация - выделение из углеводородной смеси этан-этиленовой фракции.

Углеводородная смесь с температурой 37 °C и давлением 3,9МПа поступает в ректификационную колонну деэтанизации К3, где с верха газовая ЭЭФ направляется в холодильник (с параметром холода (-18) °C) для конденсации. Из холодильника ЭЭФ с температурой (-8) °C и давлением 3,87МПа поступает в ёмкость для сбора флегмы Е1, откуда посредством насоса Н3 часть жидкости возвращается в колонну для орошения, а остальная ЭЭФ поступает на дальнейшее разделение в ректификационную колонну К4. С верха ректификационной колонны К4 этилен направляется в холодильник (с параметром холода (-18) °C) для конденсации. Из холодильника этилен, с температурой (-10) °C и давлением 3,85МПа поступает в ёмкость для сбора флегмы Е2, откуда посредством насоса часть жидкости возвращается в колонну К4 для орошения, а остальной этилен поступает на производство полиэтилена. Этан с низа колонны направляется на производство этилена.

6. Шестая стадия технологической схемы - депропанизация - выделение из углеводородной смеси пропан-пропиленовой фракции.

Углеводородная смесь с температурой 65 °C и давлением 3,5МПа поступает в ректификационную колонну депропанизации К5, где с верха газовая ППФ направляется в холодильник (в качестве хладагента используется оборотная вода из системы с температурой 25 °C) для конденсации. Из холодильника ППФ с температурой 35 °C и давлением 3,47МПа поток поступает в ёмкость для сбора флегмы Е3, откуда посредством насоса Н5 часть жидкости возвращается в колонну К5 для орошения, а остальная ППФ поступает на дальнейшее разделение в ректификационную колонну К6. С верха ректификационной колонны К6 пропилен направляется в холодильник (с параметром холода 25 °C) для конденсации. Из холодильника пропилен с температурой 30 °C и давлением 3,47МПа поступает в ёмкость для сбора флегмы Е4, откуда посредством насоса Н6 часть жидкости возвращается в колонну К6 для орошения.

7. Седьмая стадия технологической схемы - дебутанизация - выделение из углеводородной смеси бутановой фракции.

Углеводородная смесь с температурой 170 °C и давлением 3,2МПа поступает в ректификационную колонну дебутанизации К7, где с верха н-бутан направляется в холодильник (в качестве хладагента используется оборотная вода из системы с температурой 25 °C) для конденсации. Из холодильника н-бутан с температурой 35 °C и давлением 3,17Мпа поступает в ёмкость для сбора флегмы Е5, откуда посредством насоса Н7 часть жидкости возвращается в колонну для орошения, а остальной н-бутан поступает на изомеризацию. Бензиновая фракция с низа колонны К7 направляется на каталитический риформинг.

При дальнейшем расчете материального баланса, возможны изменения в технологической схеме процесса, описание которых мы опустим

5. Принципиальная технологическая схема

Где цифрами обозначены материальные потоки и их параметры:

Таблица 6

Параметры материальных потоков

№

Поток

Т, єС

Р, МПа

1

Исходная углеводородная смесь

16

1,04

2

Жидкая смесь

16

1,04

3

Газовая смесь

16

1,04

4

Газовая смесь

115

2,5

5

Смесь у/в

35

2,47

6

Смесь у/в

16

2,44

7

Жидкостная смесь

16

2,44

8

Газовая смесь

16

2,44

9

Газовая смесь

115

4,1

10

Питание к1

-33

4,1

11

Газовая смесь

-94

4,08

12

Углеводородная смесь

-89

4,05

13

Углеводородная смесь

-89

4,02

14

Питание к2

37

4,02

15

Куб колонны к1

-45

4,05

16

Куб колонны к1

-45

4,05

17

Питание к3

97

4,05

18

МВФ

32

3,99

19

МВФ

16

3,96

20

МВФ

16

3,93

21

МВФ

16

3,93

22

Куб колонны к2

41

3,96

23

Этилен

41

3,96

24

ЭЭФ

-8

4,03

25

ЭЭФ

-8

4,00

26

Питание колонны к3

16,5

2,59

27

Этилен

37

2,57

28

Этилен

-8

2,55

29

Этилен

35

2,55

30

Этилен

35

2,55

31

Этан

37

2,57

32

Этан

37

2,57

33

Куб колонны к3

41

4,00

34

Куб колонны к3

41

4,00

35

Углеводороды с3+

41

3,97

36

Питание колонны к5

36

1,6

37

ППФ

35

1,58

38

ППФ

35

1,55

39

ППФ

80

1,55

40

ППФ

65

1,55

41

Питание колонны К6

80

1,55

42

Пропилен

80

1,53

43

Пропилен

50

1,50

44

Пропилен

50

1,50

45

Пропилен

30

1,50

46

Куб колонны к6

30

1,53

47

Пропан

30

1,53

48

Куб колонны к5

38

1,58

49

Куб колонны к5

38

1,58

50

Питание колонны к7

114

0,86

51

Н-бутан

35

0,84

52

Н-бутан

35

0,81

53

Н-бутан

35

0,81

54

Куб колонны к7

191

0,84

55

Бензиновая фракция

35

0,84

Основные материальные потоки

Таблица 7

Параметры основных материальных потоков

Страница:


Подобные документы

Работы в архивах красиво оформлены согласно требованиям ВУЗов и содержат рисунки, диаграммы, формулы и т.д.
PPT, PPTX и PDF-файлы представлены только в архивах.
Рекомендуем скачать работу.

© 2000 — 2023, ООО «Олбест» Все права защищены

№

Поток

Т, єС

Р, МПа