Проект установки разделения этан-этиленовой фракции

Размещено на http://www.allbest.ru/

КУРСОВОЙ ПРОЕКТ

по дисциплине «Основы проектирования и оборудования производств органического синтеза»

на тему «Проект установки разделения этан-этиленовой фракции»



Введение

В настоящее время важнейшими исходными мономерами для промышленности пластмасс остаются низшие олефины, основное место среди которых принадлежит этилену и пропилену.

Год ввода в эксплуатацию пр-во мономеров - 1993 г. Проектная мощность производства: по этилену составляет - 300 тыс. тонн в год; по пропилену - 140 тыс. тонн в год. Количество рабочих часов в году - 8000. Количество технологических линий - 1.

Генеральный проектировщик - научно-производственное объединение «Пластполимер», город Ленинград. Проектировщик технологической части - ВНИПИНефть, город Москва. Организация, разработчик технологического процесса - Всесоюзный научно-исследовательский институт органического синтеза (ВНИИОС), г. Москва. Категория производства по его технико-экономическому уровню - высшая. Проектировщик строительной части, отопления и вентиляции, систем водоснабжения и канализации - Госхимпроект, город Москва.

Сейчас в России и за рубежом распространенным процессом производства низших олефинов (этилена и пропилена) является термический пиролиз прямогонного бензина в трубчатых печах с последующим низкотемпературным разделением пирогаза.

Разделение жидких и газообразных смесей на индивидуальные компоненты имеет большое значение в химической и нефтехимической промышленности. Особенно важно выделение компонентов в чистом виде в производстве полимеров с повышенными физико-химическими свойствами. Для разделения смесей на индивидуальные компоненты среди других методов широкое применение нашел метод ректификации.

Производственная мощность мономеров составляет 300 тыс. тонн этилена в год.

Объектом исследования является стадия выделения товарного этилена, которая включает в себя: выделение, очистку и осушку этан-этиленовой фракции, и вторичную деметанизацию, получение товарного этилена. В основу процесса получения этилена на производстве мономеров заложен высокотемпературный пиролиз бензинов и рециклов этановой фракции с получением пиролизного газа широкого состава. Извлечение этилена, сопутствующих продуктов (водородной фракции, метановой фракции, бутилен-бутадиеновой фракции, пропановой фракции, фракции углеводородов С4-С5, пиролизного конденсата) из пирогаза с использованием методов низкотемпературной, средне и высокотемпературной ректификации. При выделении этилена из пирогаза предъявляются высокие требования к его чистоте.

Содержание ацетиленистых в продуктовом этилене, который идет на полимеризацию, не должно превышать 0,001%. Удаление ацетиленистых осуществляется гидрированием в присутствии катализатора. При этом протекают основные экзотермические реакции:

С2Н2 + Н2 > С2Н4;

С2Н4 + Н2 > С2Н6.

химический этилен деметанизация ректификационный

Реакция гидрирования этилена протекает в избытке водорода, либо при повышенной температуре. Повышенный температурный режим способствует также полимеробразованию.

Производство ЭП-300 входит в состав производства мономеров ООО «Томскнефтехим», которое в свою очередь включает в себя:

- установку пиролиза углеводородов нефти (401);

- установку компримирования пирогаза (402К);

- установку разделения пирогаза (402);

- установку оборотного водоснабжения (403);

- установку ректификации ароматических углеводородов (404);

- установку подготовки жидких продуктов пиролиза углеводородов нефти (405);

- установку подготовки сжиженных газов пиролиза углеводородов нефти (406);

- установку непредельных углеводородов;

- ремонтно-механические мастерские (РММ).

Основными потребителями этилена являются производства этиленгликоля, полигликоля, полиэтилена, окиси этилена, этилового спирта, сополимеров (этилен-пропиленовые каучуки), синтетических смол и других продуктов нефтехимического синтеза. Этилен, получаемый из пиролизного газа, применяется для производства полиэтилена, окиси этилена, этиленгликоля, полигликоля, этиленхлоргидрина, этилового спирта, сополимеров (этилен-пропиленовые каучуки), синтетических смол и других продуктов нефтехимического синтеза. Все эти продукты имеют широкое применение в народном хозяйстве.



1. Характеристика производимой продукции

1.1 Этилен (С2Н4 или Н2С=СН2)

Вырабатываемый этилен предназначается для получения полиэтилена, поливинилхлорида, окиси этилена, этилового спирта, этилбензола, уксусного альдегида и других продуктов органического синтеза. Готовый продукт по физико-химическим показателям должен соответствовать техническим требованиям и значениям, заложенным в ГОСТ 25070-87 изм.1.

Этилен - бесцветный горючий газ, способный к взрывному разложению при повышенном давлении, высокой температуре или воздействии открытого огня в присутствии кислорода.

Молекулярная масса -28.05

Температура кипения, оС-(-103.7)

Температура самовоспламенения, оС-435

Плотность по воздуху, кг/м3-0.974

Теплота сгорания, кДж/моль-1318

Растворим в воде плохо, хорошо растворим в эфире.

1.2 Метанол - яд технический

Показатели по стандарту, обязательные для проверки и регламентируемые показатели:

Массовая доля воды,% -не более 0,08

Плотность при 200С, г/см3-0,791 - 0,792

1.3 Этановая фракция - рецикл

Этановая фракция, полученная в процессе производства этилена используется на производстве ЭП-300 в качестве сырья печей пиролиза.

Проектный состав этановой фракции, объемная доля,%:

- этилена - не более 1.5

- этана- 95-98

-пропилена - не более 3.0

1.4 Водород на гидрирование (Н2).

Содержание СО не более 0,01%.

Метан - 2-12%.

Этилен не более 0,1%.

Водород - 88-98%.

Содержание влаги 0,1%.

1.5 Пропилен-хладоагент

Содержание пропилена не менее 98%.

Вода не более 0,1%.

Пропан не более 0,1%.



2. Физико-химические основы технологического процесса

В основу процесса получения этилена на производстве мономеров заложен высокотемпературный пиролиз бензинов и рециклов этановой фракции с получением пиролизного газа широкого состава. Пиролиз углеводородов - это сложный процесс, в котором протекают химические реакции расщепления, конденсации, полимеризации углеводородов по радикально-цепному механизму при высоких температурах (830-850) оС и низком давлении с получением пиролизного газа.

Извлечение этилена, сопутствующих продуктов (водородной фракции, метановой фракции, бутилен-бутадиеновой фракции, пропановой фракции, фракции углеводородов С4 - С5, пиролизного конденсата) из пирогаза с использованием методов низкотемпературной, средне и высокотемпературной ректификации.

При выделении этилена из пирогаза предъявляются высокие требования к его чистоте. Содержание ацетиленистых в продуктовом этилене, который идет на полимеризацию, не должно превышать 0,001%. Удаление ацетиленистых осуществляется гидрированием в присутствии катализатора. При этом протекают основные экзотермические реакции:

НС ? СН + Н2 > Н2С = СН2 + 42, 2 ккал/моль (1)

ацетилен водород этилен

Н2С = СН2 + Н2 > Н3С - СН3 + 33, 1 ккал/моль (2)

этилен водород этан

2 НС ? СН + Н2 > Н2С = СН - СН = СН2 + 41, 3 ккал/моль (3)

ацетилен водород 1,3- бутадиен

n НС ? СН + m Н2С = СН - СН = СН2 > C2n + 4m Н2n + 6m (4)

ацетилен 1,3- бутадиен олигомер



Протекание реакций гидрогенизации ацетилена (1) и этилена (2) приводит к повышению температуры за счет теплового эффекта реакции: на 32-47 оС на 1% С2Н2 и на (25-30) оС на 1% С2Н4. Скорости реакций (1), (2) напрямую зависят от концентрации Н2 и температуры.

Реакции димеризации ацетилена (3) и олигомеризации (4) протекают при низких концентрациях водорода, повышенных рабочих температурах и наличии воды.

Недостаток водорода приводит к образованию олигомеров (реакции (3), (4)), большой избыток водорода приводит к увеличению скорости реакции гидрирования этилена (2).

Низкие температуры ведения реакций гидрирования приводят к низкой скорости реакции гидрирования ацетилена (1), что ведет к проскоку С2Н2 при увеличении расхода ЭЭФ.

Высокие температуры снижают селективность процесса (1) и приводят к образованию олигомеров.



3. Описание технологического процесса

3.1 Выделение, очистка и осушка этан-этиленовой фракции

Кубовый продукт колонны К-10 поступает в качестве питания на 27-ю тарелку колонны выделения этан-этиленовой фракции (ЭЭФ) К-11.

Куб колонны К-11 оборудован выносным отключаемым кипятильником Т-47/1-2.

Тепло в куб колонны К-11 подводится за счет подогрева кубового продукта колонны К-11 циркулирующего через трубное пространство кипятильника Т-47/1-2, в межтрубное пространство которого подается пар П4.

Температура контрольной тарелки № 11 колонны К-11 (50-70) oC регулируется регулирующим клапаном поз. TRC-5-03, установленным на линии подачи пара П4 в кипятильник Т-47/1-2.

Кубовый продукт колонны К-11 с температурой (65-85) оС, расходом до 70 м3/ч поз. FR-5-0208 через регулирующий клапан поз. LRCA-5-0319 отводится в качестве питания в колонну К-14 для дальнейшего разделения.

Газообразная ЭЭФ с верха колонны К-11 поступает в трубное пространство дефлегматора Т-46, где охлаждается и частично конденсируется за счет испарения пропилена холодильного цикла, кипящего при температуре (-18) оС в межтрубном пространстве дефлегматора Т-46. Уровень пропилена - хладогента в дефлегматоре Т-46 поддерживается регулирующим клапоном поз. LRCA-05-0320, установленным на линии подачи пропилена - хладогента из Е-67 в дефлегматор Т-46 с коррекцией по уровню жидкой ЭЭФ в флегмовой емкости Е-30.

Пары пропилена из межтрубного пространства дефлегматора Т-46 направляются в сепаратор Е-66.

Газожидкостная смесь из трубного пространства дефлегматора Т-46 поступает во флегмовую емкость Е-30, откуда жидкая ЭЭФ насосом Н-27/1-2 через регулирующий клапан FRС-5-0207 подается на орошение колонны К-11. Для обеспечения постоянной нагрузки насоса Н-27/1-2 в пределах рабочего диапазона (100-300) м3/ч схемой предусмотрен возврат жидкой ЭЭФ от насоса Н-27/1-2 во флегмовую емкость Е-30 через клапан с дистанционным управлением поз.HIC-5-0292.

Насос Н-27/1-2 по блокировке останавливается при:

- минимальном уровне 20% в емкости Е-30 поз.LRCSA-5-0321;

- падении перепада давления между всасывающим и нагнетательным трубопроводами до значения 0.15 МПа (1.5 кгс/см2) поз.PDIS-5-0108, РDIS-5-0109.

Газообразная ЭЭФ с верха емкости Е-30 через электрозадвижку поз. ЭВ-05-2 с температурой [(-20)-(-4)] oC и давлением (2.6-3.0) МПа [(26-30) кгс/см2],, направляется в межтрубное пространство теплообменников Т-12/1-2, где подогревается до температуры (20-50) оС за счет тепла прогидрированной ЭЭФ, поступающей в трубное пространство теплообменников Т-12/1-2 из холодильника Т-48. Далее ЭЭФ нагревается в трубном пространстве подогревателя Т-50 за счет тепла пара П4, подаваемого в межтрубное пространство подогревателя, и направляется в реактор гидрирования ацетилена Р-2/1-2.

Гидрирование ацетилена, содержащегося в ЭЭФ, осуществляется водородной фракцией в адиабатическом реакторе Р-2/1-2 на катализаторе марок АПГС, Olemax-204, ПК-25.

Реактор Р-2/1-2 представляет собой вертикальный цилиндрический аппарат, разделенный на три самостоятельные секции. Каждая секция заполняется слоем катализатора высотой в два метра. В работе находится один из реакторов, второй в резерве или на регенерации.

Для регулирования концентрации СО в ЭЭФ, с целью увеличения селективности гидрирования ацетилена в реакторе Р-2/1-2, предусмотрена подача водородной фракции расходом до 25 м3/ч от теплообменника Т-40 через регулирующий клапан поз. FRC-5-0205 в трубопровод подачи ЭЭФ из Е-30 в теплообменник Т-12/2.

Оксид углерода (СО) адсорбируется на поверхности катализатора, занимая активные центры (Рd) и подавляет реакцию гидрирования этилена (2) в большей степени, чем реакцию гидрирования ацетилена (1). Это приводит к увеличению селективности и соответственно продолжительности рабочего цикла реактора.

В процессе работы из-за снижения активности катализатора процесс гидрирования ведется при постепенном увеличении соотношения Н2/С2Н2 и увеличении температуры (от 60 до 150 оС).

Водородная фракция из осушителей С-2/1-2 подается в ЭЭФ:

- в поток ЭЭФ перед подогревателем Т-50 через регулирующий клапан поз. FRC-5-0251;

- в поток ЭЭФ, выходящий из I-ой зоны реактора Р-2/1-2 перед водяными холодильниками Т-48а/1-2, через регулирующий клапан поз.FRC-5-0252;

- в поток ЭЭФ, выходящий из II-ой зоны реактора Р-2/1-2 перед водяными холодильниками Т-48б/1-2, через регулирующий клапан поз.FRC-5-0253.

Температура ЭЭФ на входе в реактор Р-2/1-2 (40-120) оС поз.TRC-5-054 регулируется смешением потока подогретой ЭЭФ после Т-50 и потока холодной ЭЭФ направляемых в реактор гидрирования Р-2/1-2. Регулирование осуществляется двумя регулирующими клапанами, работающих от одного датчика поз.TRC-5-054, установленными на линии подачи пара П4 в подогреватель Т-50 и линии подачи холодной ЭЭФ в реактор гидрирования Р-2/1-2.

Расход водородной фракции на гидрирование должен быть таким, чтобы выдерживать итоговое мольное соотношение водорода к ацетилену (1.3-4.0):1 в зависимости от степени отработки катализатора.

Так как процесс гидрирования экзотермический, то после каждой ступени гидрирования ЭЭФ перед входом во II-ю и III-ю зоны охлаждается оборотной водой 3-ей системы в межтрубном пространстве холодильников Т-48а/1-2 и Т-48б/1-2 соответственно.

Регулирование температуры ЭЭФ на входе во II-ую зону осуществляется двумя регулирующими клапанами регуляторов температуры, работающих от одного датчика поз.TRC-5-055, установленными на линии подачи ЭЭФ помимо холодильников Т-48а/1-2 и на выходе ЭЭФ из теплообменников Т-48а/1-2.

Регулирование температуры ЭЭФ на входе в III-ю зону осуществляется двумя регулирующими клапанами регуляторов температуры, работающих от одного датчика поз.TRC-5-056, установленными на линии подачи ЭЭФ помимо холодильников Т-48б/1-2 и на выходе ЭЭФ из теплообменников Т-48б/1-2.

Гидрированная ЭЭФ из III-ей зоны реактора Р-2/1-2 направляется в межтрубное пространство холодильника Т-48, где охлаждается оборотной водой, подаваемой в трубное пространство холодильника. ЭЭФ из межтрубного пространства холодильника Т-48 направляется в трубное пространство теплообменников обратных потоков Т-12/1-2, где охлаждается потоком ЭЭФ, поступающей из емкости Е-30 в межтрубное пространство теплообменников Т-12/1-2.

ЭЭФ, охлажденная до температуры [(-16)-(0)] оС поз. TR-5-058-1 из теплообменника Т-12/2 направляется в колонну К-11 А для отмывки от "зеленого масла" представляющее собой низкомолекулярный полимер этилена (светло-зеленая подвижная жидкость).

Отмывка ЭЭФ от "зеленого масла" в колонне К-11А осуществляется жидкой ЭЭФ, подаваемой из куба колонны К-13 насосом Н-28а/1-2, ругулирующий клапан поз. FRC-5-0211 на верхнюю тарелку колонны К-11А.

Для обеспечения постоянной нагрузки насоса Н-28а/1-2 в пределах рабочего диапазона (12-28) м3/ч схемой предусмотрен возврат жидкой ЭЭФ с нагнетания насоса Н-28а/1-2 в куб колонны К-13 через клапан с дистанционным управлением поз.HIC-5-0294.

Насос Н-28а/1-2 останавливается по блокировке при:

- минимальном уровне 20% в колонне К-13 поз.LRCSА-5-0374;

- падении перепада давления между всасывающим и нагнетательным трубопроводами до значения 0.29 МПа (2.9 кгс/см2) поз.PDIS-5-0174-1, РDIS-5-0174-2.

ЭЭФ с пяты насоса Н-28а/1-2 отводится в куб колонны К-13.

Жидкая ЭЭФ с растворенным в ней "зеленым маслом" из куба колонны К-11А с температурой [(-20)-(-4)] oC и расходом не более 6.0 м3/ч отводится.

Отмытая от "зеленого масла" ЭЭФ с верха колонны К-11А направляется на осушку от остаточной влаги в осушителях С-3/1-2. Осушка производится до точки росы не выше (-60) оС на цеолите марки КА-СО. Осушка углеводородных фракций от влаги происходит в результате процессов адсорбции молекул воды в микропорах цеолитов. Адсорбция воды на цеолитах происходит с выделением тепла.

Осушенная ЭЭФ из осушителей С-3/1-2 направляется в конденсатор Т-51а.

3.2 Регенерация осушителей С-3/1-2

Осушители С-3/1-2 работают поочередно: один в работе, другой в резерве или на регенерации. Переключение осушителей производится вручную с учетом графика регенерации осушителей.

Для регенерации осушителя С-3/1-2 используется регенерационная метановая фракция.

При регенерации подогретая регенерационная метановая фракция из печи П-4 подается в осушители снизу, выходит сверху и направляется через коллектор отработанного метана в теплообменник Т-75 (в систему топливного газа). Температура регенерационной метановой фракции, поступающей в регенерируемые осушители С-3/1-2, регулируется смешением потоков:

- холодной метановой фракции, поступающей от Т-40 (метан ВД) и от компрессора М-2 (метан НД) с расходом, регулируемым регулирующим клапаном поз. FRC-5-0266;

- горячей регенерационной метановой фракций, поступающей от печи П-4 с расходом, регулируемым регулирующим клапаном поз.FRC-5-0265.

Сброс давления газа из осушителя С-3/1-2 предусмотрен в сепаратор Е-11 (на всас I-ой ступени компрессора М-1).

3.3 Регенерация катализаторов в реакторах Р-2/1-2

В процессе работы катализаторов падает их активность и процесс гидрирования необходимо вести при повышенном соотношении водород-ацетилен и при более высоких температурах.

Для восстановления активности катализатора в процессе эксплуатации проектом предусмотрена схема, обеспечивающая проведение его регенерации.

При снижении активности катализатора рабочего реактора, перейти на резервный реактор, рабочий вывести на регенерацию. Переход с рабочего реактора на резервный осуществляется с помощью ручных задвижек.

Регенерация катализатора проводится в направлении снизу вверх. В период регенерации необходимо осуществлять непрерывный контроль за температурой по слоям реакционной секции, т.к. на период регенерации сигнализация и блокировки не предусмотрены.

Перед началом регенерации освободить нижнюю часть каждой секции реактора от жидких углеводородов в факельную емкость Е-96а. Стравить давление рабочего газа на факел, отглушить трубопроводы, не участвующие в процессе регенерации. Предварительно перед регенерацией промыть катализатор от «зеленого масла» в реакторе гидрирования депентанизированным гидрированным пироконденсатом или фракцией ЖПП от теплообменника Т-390 (тит.403, установка 404).

После промывки освободить зоны реактора в сепаратор Е-11/1-2 или в факельную емкость Е-96а.

Через расходомер поз.FI-5-289 подать холодную метановую фракцию от теплообменника Т-40 и компрессора М-2 в реактор с выводом метановой фракции из реактора через сепаратор Е-36 в факельную емкость Е-93.

После кратковременной продувки реактора (30-40) мин холодную метановую фракцию на выходе из реактора перевести в топливную сеть через теплообменник Т-75, а вывод холодной метановой фракции через сепаратор Е-36 на факел закрыть.

Затем в реактор подать горячую регенерационную метановую фракцию от печи подогрева метановой фракции П-4 через расходомер поз.FI-5-288.

Постепенным увеличением расхода горячей метановой фракции в смеси с холодной метановой фракцией произвести разогрев слоя катализатора до температуры не менее 150 оС.

Подъем температуры вести со скоростью не выше 50 оС/ч.

Производить продувку и предварительный разогрев реактора, поддерживая суммарный расход горячей и холодной метановых фракций (500-600) м3/ч.

По окончании продувки и нагрева прекратить подачу горячей и холодной метановой фракции в реактор, закрыв задвижки на сбросе метановой фракции в топливную сеть и подаче метановой фракции в реактор. После чего продуть реактор от метана азотом на факел, произвести продувку катализатора водяным паром П4 со сбросом через сепаратор Е-36 на свечу. Пар П4 подать через расходомер поз.FI-5-286 расходом (3-4) т/ч.

Дальнейший разогрев слоя катализатора в реакторе вести подачей пара П15 на смешение в пар П4 через расходомер поз.FI-5-285.

Поддерживая давление в реакторе (0.05-0.30) мПа [(0.5-3.0) кгс/см2] и суммарный расход пара П4 и П15 (3-4) т/ч произвести разогрев катализатора до температуры не менее 250 оС.

После подачи пара в реактор производить впрыск оборотной воды в трубопровод входа газов выжига в сепаратор Е-36.

По окончании разогрева катализатора приступить к выжигу полимеров путем постепенной подачи технологического воздуха в перегретый пар со сбросом газов выжига на свечу Е-36. Подача технологического воздуха осуществляется через расходомер поз.FI-5-290 в количестве (50-600) м3/ч, обеспечивающем выдержку температуры в слое катализатора при проведении выжига полимеров в пределах (300-450) оС.

После увеличения дозировки воздуха осуществляется выдержка для контроля за температурой. Очередное увеличение дозировки воздуха производится после начала снижения температуры в слое катализатора.

Периодически производить освобождение нижней части секций реактора от конденсата пара в химзагрязненную канализацию (далее по тексту - ХЗК).

Конденсат пара и подаваемая на впрыск (увлажнение) оборотная вода с примесями продуктов выжига по уровню в сепараторе Е-36 выводится в ХЗК.

Процесс выжига полимеров считается законченным, когда температура в слое катализатора равна температуре пара на входе в реактор. При этом расход воздуха в реактор должен быть максимальный 600 м3/ч (максимальный расход воздуха в реактор достигается путем уменьшения расхода пара в реактор). После чего прекратить подачу технологического воздуха в реактор.

Далее в течение 5-ти часов производится охлаждение реактора со скоростью не более 50 оС/ч, снижением расхода пара П15, П4

При достижении температуры по слоям катализатора (150-200) оС прекратить подачу пара П4 и П15 в реактор.

При температуре катализатора 150 оС произвести продувку реактора азотом со сбросом на свечу для удаления кислородосодержащих соединений. Расход азота (190-500) м3/ч.

При объемной доле кислорода в продувочном азоте не более 0.5% продувку азотом прекратить, произвести продувку реактора от азота метановой фракцией ВД от Т-40 со сбросом на факел и приступить к осушке катализатора горячей регенерационной метановой фракцией от П-4 с выводом ее через теплообменник Т-75 в топливную сеть.

Осушку проводить при температуре не менее 100 оС до точки росы не выше (-40) оС.

После получения удовлетворительных анализов на точку росы, произвести охлаждение катализатора до температуры (40-50) оС, подавая метановую фракцию ВД от Т-40 (постепенно увеличивая ее расход) на смешение с горячей регенерационной метановой фракцией от П-4, поступающей в реактор. После чего закрыть арматуры на выходе и входе метановой фракции в реактор/

3.4 Активация катализаторов в реакторах Р-2/1-2

После проведения окислительной регенерации катализатора, либо после загрузки нового катализатора в реактор, необходимо провести активацию катализатора водородной фракцией.

Перед началом активации произвести продувку реактора азотом до объемной доли кислорода в продувочном азоте не более 0.5%. Азот подается через расходомер в количестве (190-500) м3/ч со сбросом через сепаратор Е-36 на свечу.

Продуть реактор от азота метановой фракцией, поступающей от теплообменника Т-40 через расходомер с выводом метановой фракции из реактора через сепаратор Е-36 в факельную емкость Е-93.

По окончанию продувки перевести вывод метановой фракции из реактора в топливную сеть через теплообменник Т-75 и подать горячую регенерационную метановую фракцию от печи П4 через расходомер. Произвести разогрев катализатора в реакторе до температуры (120-150) оС, после чего подачу горячей регенерационной метановой фракции в реактор прекратить, сброс в топливную сеть закрыть.

Затем подать в реактор водородную фракцию из сепаратора Е-30а через расходомер и трубное пространство подогревателя Т-50а со сбросом через сепаратор Е-36 в факельную емкость Е-93. Подогрев водородной фракции в Т-50а производится паром П15, подаваемым в межтрубное пространство теплообменника с последующим выводом его в коллектор пара П12.

Активация катализатора производится в потоке водородной фракции при температуре по слою катализатора (100-120) оС в течение (8-10) часов, после чего подачу водородной фракции в реактор прекратить, и провести сушку катализатора горячей регенерационной метановой фракцией от П-4 с выводом ее через теплообменник Т-75 в топливную сеть.

Осушку проводить при температуре не менее 100 оС до точки росы не выше (-40) оС.

После получения удовлетворительных анализов на точку росы, произвести охлаждение катализатора до температуры (40-50) оС, подавая метановую фракцию ВД от Т-40 (постепенно увеличивая ее расход) на смешение с горячей регенерационной метановой фракцией от П-4, поступающей в реактор. После чего закрыть арматуры на выходе и входе метановой фракции в реактор.

По окончании процесса регенерации и активации отглушить все трубопроводы, участвовавшие в процессе, подготовить реактор к работе согласно инструкции.

3.5 Описание технологического процесса и схемы вторичной деметанизации, получения товарного этилена

Осушенная в осушителях С-3/1-2 этан-этиленовая фракция (ЭЭФ), проходит теплообменник обратных потоков Т-51а, где охлаждается кубовым продуктом колонны К-13 (сжиженная ЭЭФ) до температуры [(-30)-(-14)] оС. Далее ЭЭФ поступает в трубное пространство теплообменника Т-51б, где охлаждается и частично конденсируется за счет испарения пропилена холодильного цикла, кипящего при температуре (-37) оС в межтрубном пространстве теплообменника. Уровень пропилена-хладоагента в теплообменнике Т-51б поддерживается клапаном регулятора уровня поз. LRCA-5-0372, установленным на линии подачи пропилена-хладоагента из сепаратора Е-66 в межтрубное пространство теплообменника Т-51б.

Пары пропилена-хладоагента из теплообменника Т-51б направляются в сепараторы Е-65/1-2.

Парожидкостная смесь из теплообменника Т-51б поступает в качестве питания в колонну К-13.

Колонна К-13 предназначена для отдувки метано-водородной фракции из ЭЭФ.

Подвод тепла в куб колонны К-13 осуществляется через кипятильник Т-55 в межтрубное пространство которого подается газообразный пропилен, конденсирующийся при температуре (+6)оС.

Пары ЭЭФ, поднимаясь вверх по колонне К-13, конденсируются во встроенном дефлегматоре Т-54 за счет испарения пропилена-хладоагента, кипящего при температуре (-37)оС в межтрубном пространстве дефлегматора Т-54.

Сконденсировавшаяся ЭЭФ из дефлегматора Т-54 стекает в колонну К-13 в качестве орошения.

Кубовая жидкость колонны К-13 - ЭЭФ - через теплообменник обратных потоков Т-51а подается в качестве питания на 49-ю или 53-ю тарелки колонны К-12.

Часть ЭЭФ из куба колонны К-13 забирается насосом Н-28а/1-2 и подается на орошение колонны К-11А.

Колонна К-12 предназначена для выделения товарного этилена из ЭЭФ.

Подвод тепла в куб колонны К-12 осуществляется черезьдва прпллельно работающих кипятильника Т-53/1-2, в межтрубное пространство которого подается газообразный пропилен, конденсирующийся при температуре (+6) оС.

Кубовый продукт колонны К-12 - этановая фракция, через клапан регулятор расхода поз. FRC-5-0239 последовательно поступает через теплообменники Т-30, Т-40 на узел охлаждения пирогаза, выделения водорода и метана, узел подготовки топливного газа и подогрева этановой фракции (цеха 404) и направляется в печи пиролиза этана F21 - F22 или топливную сеть.

Газообразный этилен с верха колонны К-12 поступает в дефлегматор Т-52/1-3, где частично конденсируется за счет испарения пропилена-хладоагента, кипящего при температуре минус 37оС. Уровень пропилена поддерживается регулятором поз. LRCA-5-0389, клапан которого установлен на линии подачи пропилена-хладоагента из сепаратора Е-66 в сепаратор Е-66а.

Газожидкостная смесь из дефлегматора Т-52 поступает во флегмовую емкость Е-31. Жидкий этилен из емкости Е-31 насосом Н-29/1-2 с постоянным расходом подается в качестве орошения в колонну К-12.

Газообразный этилен с верха емкости Е-31 поступает в трубное пространство теплообменника Т-56, где нагревается до температуры (5-30) oC пропиленом холодильного цикла и далее направляется на производство полиэтилена высокого давления.



4. Расчетная часть

4.1 Материальный баланс ректификационной колонны

Материальный баланс установки рассчитывается исходя из мощности установки по производству производству этилена на ООО «Томскнефтехим», которая составляет 300 тыс. тонн в год. Увеличим проектную мощность на 10%. Это позволит нам получить на выходе дополнительные тонны в год готовой продукции, при этом, не изменяя характеристик основного и дополнительного оборудования, что выгодно с экономической точки зрения. При расчете материального баланса используем данные производственной практики по концентрациям потоков конечных и промежуточных веществ.

Исходные данные:

- Годовая производительность установки по годовому продукту 330 тыс.т.

- Годовой фонд рабочего времени часов.

Находим часовую производительность установки по готовому продукту.

G=(330000Ч1000)/7850=42038 кг/ч

Рассчитаем колону К-12

Расход дистиллята GD = 42038 кг/ч.

Состав дистиллята (по заводским данным); % (масса)

- Этилен - 99,96% ( x D = 0,9996)

- Этан - 0,04% ()

- Пропилен - 0,1% (XD=0,001)

Согласно заводским данным имеем составы питания и кубового остатка колоны К-4.

Питание колоны:

- Этилен - 79,23% ()

- Этан - 20,67% ()

Кубовый остаток:

- Этилен - 1,65% ()

- Этан - 97,86% ()

- Пропилен - 0,49% ()

Составим уравнение материального баланса колоны [1]:

где GF и GW - массовые расходы питания и кубового остатка колонны.

Следовательно, находим GW:

GW = Ч = 42038 Ч =42038 Ч 0.27 = 11212 кг/ч,

GD = GD Ч XD = 42038 + 11212 = 53250 кг/ч

Находим расход каждого компонента по потокам:

В дистилляте:

- Метан

GD = GD Ч XD = 42038 Ч 0,000025 = 1,1 кг/ч

- Этилен

GD = GD Ч XD = 42038 Ч0,9996 = 42021 кг/ч

- Этан

GD = GD Ч XD = 42038 Ч 0,0004 = 16,8 кг/ч

В питании:

- Метан

GF = GF ЧXF = 53250 Ч 0,00002 = 1,07 кг/ч

- Этилен

GF = GF ЧXF = 53250 Ч 0,7923 = 42189 кг/ч

- Этан

GF = GF ЧXF = 53250 Ч 0,2067 = 11006 кг/ч

- Пропилен

GF = GF ЧXF = 53250 Ч 0,001 = 53,25 кг/ч

В кубовом остатке:

- Этилен

GW = GW Ч XW = 11212 Ч0,0165 = 185 кг/ч

- Этан

GW = GW Ч XW = 11212 Ч0,9786 = 10972 кг/ч

- Пропилен

GW = GW Ч XW = 11212 Ч0,0049 = 55 кг/ч

Проверим, соблюдаются ли условия:

53250 = 42038 + 11212

Условия соблюдаются.

4.2 Определение минимального флегмового числа и расчет действительного числа тарелок

Для дальнейших расчетов необходимо концентрации исходной смеси, дистиллята и кубового остатка выразить в мольных долях [2]:

XA=( XA/MA)/ (XA/MA)+(1- XA)/MB (1),

Где MA и MB-мольные массы компонентов этилена и этана, кг/кмоль

М(С2Н4)=28 кг/кмоль

М(С2Н6)=30 кг/кмоль

XF= (0,792/28)/(0,792/28)+(1-0,792)/30

XF=0,802

XP=(0,999/28)/(0,999/28)+(1-0,999)/30

XP=0,999

XW= (0,0165/28)/(0,0165/28)+(1-0,0165)/30

XW=0,0176

Относительный мольный расход питания:

F=53250 кг/час= =14,8кг/сек= =0,52кмоль/сек

F=P+W, где (2)

F-расход исходной смеси, кмоль/сек;

P-расход верхнего продукта, кмоль/сек;

W-расход нижнего продукта, кмоль/сек.

P = FЧ = 0.52Ч =0,52 Ч0,96 = 0,50 кмоль/сек

W=0,52 - 0,50 = 0,02 кмоль/сек

На основании справочных данных о температурах кипения, равновесных составах жидкости и пара для рассматриваемой бинарной смеси построим кривую температур кипения смеси (Приложение А рис.1) и кривую равновесия в координатах х - у (Приложение А рис. 2) [3].

, где (3)



- мольная доля низкокипящего компонента в жидкой фазе;

Рэтилена, Рэтана, P - парциальное давление соответственно насыщенного пара этилена и этана над раствором, мм.рт.ст.;

- общее давление пара, мм.рт.ст.

(4)

где *- мольная доля низкокипящего компонента в паровой фазе.

На диаграмме наносим точку А с координатами XW= YW=0,0176 и точку С с координатами XD= YD=0,9996, а на кривой равновесия точку B, с абсциссой Xf=0,802. Из точки С через точку B, проводим прямую до пересечения с ординатой диаграмму. На оси ординат отсекается отрезок, равный Bmax=0,14 [2].

Так как

Bmax= XD/(Rmin+1), (5) то

Rmin= (XD/ Bmax)-1 (6)

Rmin=(0,9996/0,14)-1=6,14

Тогда рабочее флегмовое число R определим по формуле

R= 1,3 Rmin + 0,3 (7)

R=1,3 Ч 6,14 + 0,3

R=8,28

С помощью кривой равновесия (Приложение А рис. 1) находим число теоретических тарелок.

Nт =19,1



Nд=Nт/з (8)

Где з- КПД тарелки.

зт = 0,49(мсмЧб)-0,245 (9)

б - относительная летучесть начальной смеси

б = yfЧ(100-xf)/xfЧ(100-yf) (10)

б = 0,87Ч(100-0,802)/0,802Ч(100-0,84)

б = 1,048

Находим вязкости компонентов [4].

м (C2H6)=66,82 ПаЧс

м (C2H4)=70 ПаЧс

Находим вязкость жидкости на питательной тарелке [2]:

м см= м (C2H4)Чxf/100+ м (C2H6)Ч100-xf/100 (11)

м см= 70Ч(0,802/100)+66,82Ч(100-0,802/100)

м см=66,851 Па*с

Рассчитаем общий КПД в тарелке [2]:

зт = 0,49Ч(66,85Ч1,048)-0,245=0,17 (12)

Рассчитаем число действительных тарелок по формуле (8)

Nд=19,1/0,17

Nд=112,35

Принимаем Nд=113 штук



4.3 Тепловой расчет

Для колонны непрерывного действия с учетом потерь тепла в окружающую среду имеем [5]:

Приход тепла:

С теплоносителем в кипятильнике…………. ;

С исходной смесью…………………………... ;

С верхним орошением………………………… .

Расход тепла:

С парами, выходящими из аппарата…………;

С остатком………………………………………;

Потери в окружающую среду…………………… ;

Таким образом, уравнение теплового баланса:

, (13)

где W, Ф - количество остатка и флегмы, кг/ч;

(D+Ф) - количество уходящих из аппарата паров, кг/ч;

I - энтальпия паров, кДж/кг;

, и -- энтальпия смеси, остатка и флегмы, кДж/кг.

Подставляя вместо их значения и учитывая, что , и , получим:

Решая уравнение (13) относительно , находим расход тепла в кипятильнике:



, (14)

Из уравнения теплового баланса (14) видно, что тепло, подводимое в кипятильник, затрачивается на испарение дистиллята , испарение флегмы , нагревание остатка до температуры кипения , а также на компенсацию потерь тепла в окружающую среду.

Энтальпия пара составляет , где -- теплота испарения флегмы. Разность = и член в уравнении (14) может быть заменен на .

Делая соответствующие подстановки в уравнение (14), окончательно получим:

, (15)

Теплоемкости Ср компонентов [6]:

при tw=-8,20C -температуре кубового продукта

Ср(С2Н6)=1590,7 Дж/кг*0С Ср(С3Н6)=1402,4 Дж/кг*0С

Ср(С2Н4)= 1420,0 Дж/кг*0С

при tf=-25,60C -температуре исходной смеси

Ср(С2Н6)=1505,7 Дж/кг*0С Ср(С3Н6)=1335,5 Дж/кг*0С

Ср(С2Н4)=1347,9 Дж/кг*0С Ср(СН4)=1983,1 Дж/кг*0С

при tp=-29,80C - температуре дистиллята

Ср(С2Н6)=1485,3 Дж/кг*0С Ср(СН4)=1983,1 Дж/кг*0С

Ср(С2Н4)=1330,0 Дж/кг*0С

r (С2Н6)=83,069 кДж/кг - теплота испарения этана[7];

r (С2Н4)=94,584 кДж/кг r (СН4)=120,316 кДж/кг

Тогда получим следующие значения теплоемкости и теплоты испарения:

Далее определяем энтальпии жидкостей:

; ;

;

Энтальпия выходящих из колонны паров.

,

где -- теплота испарения флегмы.

.

= = =15287798,3 =4246.6 кДж/с;

= (42038+119235)Ч323.5=52171815.5=14492.2 кДж/с;

=53250Ч341.2 = 18168900=5047 кДж/с;

= 9714.3 кДж/с;

= 11212 Ч420.4 = 4713524.8 =1309.3 кДж/с.

Потери тепла в окружающую среду выражаем в долях тепла, подводимого в кипятильник, т. е. принимаем , где при наличии хорошей тепловой изоляции коэффициент :

= 0,03 Ч 15287798.3 = 458634=127.4 кДж/с.

4.4 Технологический расчет, определение диаметра и высоты ректификационной колонны

Определим средний массовый состав жидкости [2]

в верхней части колонны:

Хср.в.=(Хf+ХD)/2 (16)

Хср.в.=(0,9996+0,792)/2=0,896

для нижней части колонны:

Хср.н.=(Хw+Хf)/2 (17)

Хср.н.=(0,0165+0,792)/2=0,404

Определим средний мольный состав жидкости

в верхней части колонны:

Хср.в.=(Хf+ХD)/2 (18)

Хср.в.=(0,9996+0,802)/2 =0,9

в нижней части колонны:

Хср.н.=(Хw+Хf)/2 (19)



Хср.н.=(0,0176+0,802)/2=0,41

Определим среднюю мольную массу жидкости

в верхней части колонны:

Мср.в.=МнкЧХср.в+Мвк.Ч(1-Хср.в) (20),

Где Мнк, Мвк - молекулярные массы этилена и этана, кг/кмоль

Мнк=28 кг/кмоль

Мвк=30 кг/кмоль

Мср.в.=28Ч0,9+30Ч(1-0,9)

Мср.в.=28,2 кг/кмоль

в нижней части колонны:

Мср.н.=МнкЧХср.н+Мвк.Ч(1-Хср.н) (21)

Мср.н.=28Ч0,41+30Ч(1-0,41)

Мср.н.=29,18 кг/кмоль

Найдем мольные доли

исходной смеси:

Мf= МнкЧХf+Мвк.Ч(1-Хf) (22)

Мf=28Ч0,802+30Ч(1-0,802)

Мf=28,396 кг/кмоль

дистиллята:

МD= МнкЧХD+Мвк.Ч(1-ХD) (23)

МD=28Ч0,9996+30Ч(1-0,9996)

МD=28,0 кг/кмоль

кубового остатка:

Мw= МнкЧХw+Мвк.Ч(1-Хw) (24)

Мw=28*0,0176+30*(1-0,0176)

Мw=29,96 кг/кмоль

Найдем средний мольный состав паров [2]:

в верхней части колонны:

Yср.в=(YD+Yf)/2 (25)

Yср.в=(0,99+0,87)/2

Yср.в=0,93

в нижней части колонны:

Yср.н=(Yw+Yf)/2 (26)

Yср.н=(0,8+0,176)/2

Yср.н=0,49

Найдем среднюю мольную массу паров [2]:

в верхней части колонны:

Мв= МнкЧYср+Мвк.Ч(1- Yср) (27)

Мв=28Ч0,93+30Ч(1-0,93)

Мв=28,14

Мн= МнкЧYср+Мвк.Ч(1- Yср) (28)



Мн=28Ч0,45+30Ч(1-0,49)

Мн=29

Найдем плотности этилена и этана при средних температурах [3]

tср в=(-29,8+(-25,6))/2=-27,70С

tср н=(-25,6+(-8,2))/2=-16,90С

с-27,7(С2Н4)=500 кг/м3

с-27,7(С2Н6)=511 кг/м3

с-16,9(С2Н4)=533 кг/м3

с-16,9(С2Н6)=544 кг/м3

Найдем среднюю плотность жидкости [2]:

в верхней части колонны:

сср.в= снкЧХср.в+ свкЧ(1- Хср.в) (29)

...