Разработка технологического процесса для разделения углеводородной смеси заданного состава

Размещено на http://www.allbest.ru/

МИНОБРНАУКИ РОССИИ

ФЕДЕРАЛЬНОЕ ГОСУДАРСТВЕННОЕ БЮДЖЕТНОЕ ОБРАЗОВАТЕЛЬНОЕ

УЧРЕЖДЕНИЕ ВЫСШЕГО ПРОФЕССИОНАЛЬНОГО ОБРАЗОВАНИЯ

Омский государственный технический университет

НЕФТЕХИМИЧЕСКИЙ ИНСТИТУТ

Направление: «Химическая технология органических веществ»

КАФЕДРА «Химическая технология и биотехнология»

КУРСОВОЙ ПРОЕКТ

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

Разработал студент:

Мельников А.С.

Руководитель проекта:

Нелин А.Г.

Омск 2014

Содержание

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 Расчёт таблиц материальных графов «Количество и состав»

6.2 Расчёт основных материальных потоков

6.3 Сводный баланс установки

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, поэтому нам необходимо найти мольную долю . А перед этим нам необходимо найти массовый и молярный расход каждого компонента. 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 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	НАИМЕНОВАНИЕ	%, 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.

В качестве основного способа для разделения газожидкостной смеси я буду использовать конденсационно-ректификационный способ. Способ в настоящее время считается наиболее распространенным и заключается в сжатии газовой смеси до 30 - 35 ати. и охлаждении смеси до очень низких температур (до -110 ^оС). При этом происходит фракционированная конденсация углеводородов С₂ - С₄, далее подвергаемых ректификации. К достоинствам способа следует отнести возможность получения высококонцентрированных углеводородных фракций при высокой степени их извлечения. Аппаратурные варианты разделения этим методом различны. Выбор той или иной схемы с использованием разных температур и давлений определяется составом исходной газовой смеси, назначением продуктов разделения, заданным числом фракций и требуемой чистотой индивидуальных углеводородов.

Применение этого способа позволит нам использовать получаемые углеводороды сначала как хладагенты, а затем вывести их из системы с целью дальнейшей переработки и использования в промышленности.

1. Разработка и обоснование номенклатуры готовой продукции

Разделение смеси на фракции предлагаю вести по физическим показателям (температура кипения, фазовое состояние того или иного компонента).

Компонент	Температура кипения,C0	Фазовое состояние
Водород	-239,89	Газ
Метан	-82,09	Газ
Этилен	9,91	Газ
Этан	32,31	Газ
Пропилен	91,81	Газ
Пропан	96,81	Газ
Н-Бутан	153,01	Газ
С5 (Н-пентан)	196,61	Жидкость
Бензол	289,51	Жидкость

После просмотра Физических показателей целесообразно разделить исходную углеводородную смесь на фракции и направить отдельные продукты на пункты где наш продукт является сырьем, т.е. отправить потребителю,

Углеводородную смесь следует разделить на следующие фракции:

1) Метано-водородная фракция (МВФ).

2) Этан-этиленовая фракция (Э.Э.Ф).

3) Пропан-пропиленовая фракция (ППФ).

4) Бутановая фракция (БФ).

5) Бензиновая Фракция (Н-пентан, бензол, толуол).

Так как в последние годы возросли потребности в этилене, на газофракционирующих установках стали вырабатывать этановую фракцию - сырьё для пиролиза.

Для нефтехимических синтезов обычно необходимы индивидуальные углеводороды, поэтому дополнительно разделяют этан-этиленовую фракцию на этановую и этиленовую, а пропан-пропиленовую - на пропановую и пропиленовую [5].

Разделив смесь на фракции, рассмотрим направления использования отдельных компонентов данных фракций:

1. Метано-водородная фракция и (МВФ). Используется в качестве хладагента, в дальнейшем будет направлена в топливную сеть. Содержание этилена не должно превышать 0,1% весовых.

2. Этан-этиленовая фракция пропилена ? 0,1 % вес.[5, 9].

ЭЭФ целесообразно разделить на индивидуальные компоненты:

а) Этилен, который будет использован в качестве сырья для производства полиэтилена и должен содержать этана не более 0,1 % весовых [6];

б) Этановую фракцию, которая в процессе пиролиза будет переработана в этилен. При пиролизе содержание основного вещества должно быть около 95 % по массе, содержание пропана не должно превышать 1 % по массе [6].

3. Пропан-пропиленовая фракция (ППФ): н-бутан ? 0,1 % вес. [5, 9].

ППФ целесообразно разделить на индивидуальные компоненты:

а) Пропилен, который будет использован в качестве сырья для синтеза изопропилбензола, на основе которого получают фенол и ацетон. Выработка изопропилбензола возрастает из года в год и будет расти и дальше, так как на его основе получают самый дешёвый фенол, потребности в котором очень велики [3]. Пропилен должен содержать пропана не более 0,1 % весовых [6].

б) Пропановую фракцию, которая в процессе пиролиза будет переработана в пропилен. При пиролизе содержание основного вещества должно быть около 96 % по массе, содержание Н-Бутана не должно превышать 1 % по массе [6].

4. Н-Бутан (Н-). Фракцию Н-Бутана перерабатывают с целью получения бензина-алкилата, высокооктановых добавок к моторным топливам (МТБЭ, МТАЭ), бутадиена, изопрена, полиизобутилена, ПАВ, каучуков и может быть направлен на изомеризацию с последующим движением на каталитический риформинг для получения высокооктаного бензина, является сырьем для полимеризации. Содержание Н-пентана не должно превышать 0,1% весовых.

5. Бензиновая Фракция (Н-пентан, бензол, толуол.) Сырье направлено на изомеризацию с последующим движением на каталитический риформинг для получения высокооктаного бензина ,

В качестве целевого компонента выбирается Этиленовая Фракция, т.к. углеводородная смесь содержит в себе этилен 26,9% вес. и этана 7,5% который в дальнейшем переработается в этилен и направим на полимеризацию.

2. Разработка и обоснование структурной схемы процесса

Схема разделения углеводородной газовой смеси состоит из следующих блоков:

(подготовка сырья, включающая)

компримирование

охлаждение газовой смеси;

разделение газовой смеси на фракции на стадиях: деметанизация, деэтанизация, депропанизация;

выделение необходимых компонентов, т.е. разделение фракций на компоненты такие как: этан, этилен, пропан, пропилен, Н-Бутан.

Углеводородная газовая смесь в блоке компримирования сжимается до высокого давления (42,8 ати), необходимого для конденсирования метано-водородной фракции, так как она имеет низкую критическую температуру (-82,4 °C) и требует, соответственно, применения дорогого холода, поэтому следует увеличить давление. При компримировании газовой смеси высококипящие тяжёлые компоненты конденсируются из исходного газа и выводятся из смеси.

Компримирование газа.

Назначение: увеличение давления углеводородной смеси путём сжимания, для того чтобы сконденсировать метано-водородную фракцию на стадии деметанизации, так как метан и водород имеют низкую критическую температуру.

Оптимальное давление процесса газоразделения определяется составом сырья, глубиной извлечения целевых компонентов, методом разделения и т. д. Увеличение давления газовой смеси при разделении ректификационным методом снижает число специальных холодильных циклов и соответственно уменьшает расход энергии.

Сжатие газов происходит в компрессорных машинах. Отношение конечного давления Р₂, создаваемого компрессорной машиной, к начальному давлению Р₁, при котором происходит всасывание газа, называется степенью сжатия. По степени сжатия различают следующие типы компрессорных машин:

Вентиляторы Р₂ : Р₁ < 1,1 - для перемещения больших количеств газов;

Газодувки 1,1 < Р₂ : Р₁ < 3.0 - для перемещения газов при относительно высоком сопротивлении газопроводной сети;

Компрессоры Р₂ : Р₁ > 3,0 - для создания высоких давлений;

Вакуум-насосы - для отсасывания газов при давлении ниже атмосферного.

Только поршневыми компрессорами можно создать высокие давления. Степень сжатия газа в одном цилиндре составляет от 2,5 до 8; процесс сжатия сопровождается выделением тепла. Для предотвращения образования конденсата и кристаллогидрата легких компонентов компрессоры охлаждаются водой с температурой не ниже 60 °С.

При высоких степенях сжатия (Р₂ : Р₁ > 2,5-8) процесс проводят в несколько ступеней с промежуточным охлаждением и сепарацией газа. Число ступеней в промышленных поршневых компрессорах доходит до 6-8. Процесс многоступенчатого сжатия осуществляется в комбинированных многоступенчатых компрессорах. Объемы цилиндров постепенно уменьшаются от первой к последней ступени.

Для того чтобы сконденсировать метано-водородную фракцию на стадии деметанизации необходимо высокое давление, 42,8 ати, так как МВФ выделяется при таких параметрах - низкой температуре и высоком давлении, поэтому следует использовать многоступенчатое сжатие [5].

Многоступенчатое сжатие.

С увеличением степени сжатия в одной ступени возрастают потери, связанные со сжатием газа во вредном пространстве, и уменьшается к. п. д. компрессора. Кроме того, происходит сильное нагревание газа и возрастает расход энергии на его сжатие. Чтобы избежать чрезмерного повышения температуры газа и повысить эффективность работы компрессора, применяют многоступенчатое сжатие, охлаждая газ в промежуточных холодильниках между ступенями до температуры, возможно более близкой к температуре газа, всасываемого в компрессор. Благодаря небольшой степени сжатия в каждой ступени уменьшается холостой ход поршня при расширении газа во вредном пространстве и соответственно увеличивается объёмный к.п.д. компрессора.

С увеличением числа ступеней расход энергии на сжатие уменьшается ещё значительнее, но при этом усложняется конструкция компрессора. Степень сжатия определяется по уравнению: , где P_n и P_o - конечное и начальное давление газа [2].

Для компримирования данной смеси будет применяться двухступенчатое сжатие, т.к. изначальное давление 9,4 Ати. Во избежание потерь из-за увеличения степени сжатия в одной ступени приблизительно рассчитаем её для каждой ступени:

;

;

Т. к. степень сжатия уменьшается незначительно от одной ступени к другой, то примем ориентировочные значения давления:

для 1 ступени сжатия - 29 ати,

для 2 ступени сжатия - 42,8 ати,

Итак, на данную стадию направляется один поток с параметрами:

Р = 9,4 ати; t = 16 °C

А со стадии отправляются потоки с параметрами:

а) жидкость из сепаратора 1-й ступени, Р = 9,4 ати; t = 16 °C, направляется на стадию депентанизации, так как с первой ступени отделяется жидкость, содержащая фракции С₄ и выше [5].

б) жидкость из сепаратора 2-й ступени, прошедшая через два холодильника приобрела параметры Р = 28,4 ати; t = 16 °C, направляется на стадию депропанизации, так как со второй ступени отделяется жидкость, содержащая преимущественно компоненты С₃ и выше [5].

д) газ с нагнетания 2-й ступени, Р = 42,8 ати; t = 110 °C, направляется в холодильник для охлаждения [5].

е) парожидкостную смесь (ПЖС) после концевых холодильников, Р = 42,2ати; t = 16 °C, направляют на стадию предварительного охлаждения [5].

Охлаждение газа.

Назначение: Создание низкой температуры, необходимой для выделения МВФ.

Для охлаждения газовой смеси используется внешний холодильный цикл (охлаждают хладагентом, который циркулирует в замкнутом цикле, не смешиваясь с разделяемой газовой смесью). Такие системы удобнее в эксплуатации. Во внешних холодильных циклах используют хладагенты, которые должны иметь:

§ высокую критическую температуру, обеспечивающую конденсацию паров хладагента водой или воздухом при умеренных давлении и температуре;

§ большую теплоту испарения для снижения расходы хладагента;

§ невысокую стоимость, быть доступными, неагрессивными и нетоксичными.

В качестве хладагента чаще всего применяют углеводородные компоненты, полученные на ГФУ: метан, этан, этилен, пропан и пропилен.

При низкотемпературном разделении углеводородных газовых смесей обычно используют ступенчатое охлаждение потоков. Предварительное охлаждение углеводородных смесей сопровождается значительным температурным перепадом (до 5070°С). При большой разности температур на входе и выходе технологического потока охлаждение газов хладагентом, кипящим при постоянной температуре, ведет к повышенному в 2-3 раза расходу энергии. Поэтому значительно экономичнее каскадное, многоступенчатое охлаждение. Вначале газовую смесь охлаждают до 2536 °С оборотной водой, затем в зависимости от необходимой температуры используют одно- или многоступенчатое охлаждение хладагентами.

При прохождении через холодильник существует небольшая потеря давления ? 0,3 ати [5].

Таким образом, на стадию охлаждения подан материальный поток, мат. граф, с параметрами: Р = 42,2 ати; t = 16 °C.

А со стадии охлаждения отправляется ПЖС с параметрами: Р = 41 ати; t = (-90)°C - на стадию деметанизации, для выделения метановодородной фракции.

Деметанизация.

Назначение: Выделение метановодородной фракции из углеводородной смеси, МВФ будет использована в качестве хладагента и в дальнейшем отправлена в топливную сеть.

Для того чтобы выделить метано-водородную фракцию из углеводородной смеси путём конденсационно-ректификационного способа необходимо использовать в качестве хладагента жидкий этилен с параметром -99°C, так как критическая температура метана -82,4 °C [4].

Таким образом, на стадию деметанизации подан материальный поток с параметрами: Р = 41,3 ати; t = (-50) °C.

А со стадии деметанизации отправляется два потока:

а) МВФ с параметрами: Р = 8,3 ати; t = (-100) °C, направляется на охлаждение углеводородной смеси, потом - в топливную сеть.

б) Углеводородная смесь, содержащая углеводороды С₂ и выше, с параметрами: Р = 32 ати т.к. перед стоит дроссель клапан, t = 50°C, т.к. смесь нагревается Тп1до 50°C , направляется на стадию деэтанизации для выделения этан-этиленовой фракции [7].

Деэтанизация.

Назначение: Выделение этан-этиленовой фракции из углеводородной смеси, которая будет разделена на этановую и этиленовую фракцию.

Для того чтобы выделить этан-этиленовую фракцию необходимо использовать в качестве хладагента жидкий пропилен с параметром (-18)°C, так как критическая температура этилена 9,36 °C, а этана 32,45 °С [4].

Таким образом, на стадию деэтанизации подан материальный поток с параметрами: Р = 32 ати; t = 50 °C [7].

А со стадии деэтанизации отправляется два потока:

а) ЭЭФ с параметрами: Р = 31,5 ати; t = (-8)°C, направляется для разделения на этиленовую фракцию и этановую фракцию.

б) Углеводородная смесь, содержащая углеводороды С₃ и выше, с параметрами: Р = 32 ати, t = 63°C т.к. прошел через Тп2 направляется на стадию депропанизации для выделения пропан-пропиленовой фракции [7].

Депропанизация.

Назначение: Выделение пропан-пропиленовой фракции из углеводородной смеси, которая будет разделена на пропановую и пропиленовую фракцию.

Для того чтобы выделить пропан-пропиленовую фракцию - необходимо использовать в качестве хладагента оборотную воду из системы с параметром 25 °C, так как критическая температура пропилена 92 °C, а пропана 96,82 °С [4].

Таким образом на стадию депропанизации подан материальный поток с параметрами: Р = 32 ати; t = 63 °C [7].

А со стадии депропанизации отправляется два потока:

а) ППФ с параметрами: Р = 24,5 ати; t = 35 °C, направляется для разделения на пропиленовую фракцию и пропановую фракцию.

б) Углеводородная смесь, содержащая углеводороды С₄ и выше, с параметрами: Р = 16 ати, t = 70 °C направляется на стадию дебутанизации бля выделения бутановой фракции [7].

Дебутанизация.

Назначение: Выделение бутановой фракции из углеводородной смеси, которая содержит в себе нормальный бутан.

Для того чтобы выделить бутановую фракцию - необходимо использовать в качестве хладагента оборотную воду из системы с параметром 25 °C, так как критическая температура н-бутана 152,16 °C [4].

Таким образом, на стадию дебутанизации подан материальный поток с параметрами: Р = 16 ати; t = 70 °C [7].

А со стадии дебутанизации отправляется два потока:

а) бутановая фракция с параметрами: Р = 15,5 ати; t = 35 °C, направляется для производства бутадиена. Примеси Н-пентан 0,1%.

б) Бензиновая фракция,с параметрами: Р = 9 ати, t = 103 °C [7].

3. Структурная схема процесса

Где цифрами обозначены материальные графы и их параметры:

1 - Исходное сырьё, поданное на стадию компримирования с темепературой +16 °C, давлением 9,4 ати;

4 - Газовая смесь после компримирования, подаваемая на стадию предварительное охлаждение с температурой +16 °C, давлением 42,2 ати;

3 - Жидкая смесь с 2 ступени нагнетания, подаваемая на стадию дебутанизации. с температурой +16 °C, давлением 15,4 ати;

2 - Жидкая смесь с 3 ступени нагнетания, подаваемая на стадию депропанизации, с температурой +16 °C, давлением 28,4 ати;

5 - Углеводородная смесь после предварительного охлаждения, подаваемая на стадию деметанизации с темепературой (-90)°C, давлением 41 ати;

6 - Метановодородная фракция (МВФ) с параметрами: Р = 9 ати; t = -100 °C на стадию предварительного охлаждения.

7 - Метановодородная фракция (МВФ) с параметрами: Р = 8,1 ати; t = -20 °C;

8 - Углеводородная смесь после деметанизации с темепературой 50 °C, давлением 32 ати [7]

9 - Этан-этиленовая фракция с темепературой ()°C; давлением 31,5 ати [7];

10 - Углеводородная смесь после деэтанизации с темепературой 63 °C, давление 32 ати [7];

11 - Пропан-пропиленовая фракция с темепературой +35 °C, давлением 24,5 ати [7];

12 - Углеводородная смесь после депропанизации с темепературой 70 °C, давлением 16 ати [7];

13 - Бутановая фракция с темепературой 38 °C, давлением 15,5 ати [7];

14 - Бензиновая фракция после дебутанизации с темепературой +103 °C, давлением 9 ати [7];

15 - Этиленовая фракция направляемая на полимеризацию с температурой (-10) °C и давлением 31 ати [8].

16 - Этановая фракция направляемая для производства этилена (процесс пиролиза) с температурой 30 °C и давлением 31,5 ати [8].

17 - Пропиленовая фракция направляемая в качестве сырья для синтеза изопропилбензола (процесс полимеризации) с температурой 30 °C и давлением 24 ати [8].

18 - Пропановая фракция направляемая для производства пропилена (процесс пиролиза) с температурой 70 °C и давлением 24,5 ати [8].

технологический разделение углеводородный смесь

4. Разработка и обоснование технологической схемы

1. Первая стадия технологической схемы - компримирование, так как исходная углеводородная смесь имеет давление 0,5 ати, а для выделения МВФ необходимо повысить давление до 42,8 ати [5] 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 9,4 ати - подаётся на первую 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 9,4 ати, 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 29 ати и с температурой 110 °C поток 4 направляется в холодильник Т1 для охлаждения. В качестве хладагентов будут использованы оборотная вода из системы с температурой 25 °C и жидкий пропилен с температурой 6 °C. После прохождения первого холодильника Т1 поток 5 охладится до температуры 35 °C, в связи с потерями при охлаждении 8 - 10 °C [5] и будет иметь давление 28,7 ати, в связи с потерей давления при прохождении холодильника 0,3 ати [5]. После прохождения второго холодильника Т2 поток 6 охладиться до температуры 16 °C и будет иметь давление 28,4 ати. 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 28,4 ати, 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 42,8 ати и с температурой 110 °C направляется в холодильник Т3 для охлаждения (поток 9). В качестве хладагентов будут использованы оборотная вода из системы с температурой 25 °C и жидкий пропилен с температурой 6 °C. После прохождения холодильника Т3 смесь охладится до температуры 35 °C и будет иметь давление 42,5 ати (поток 10). После прохождения холодильника Т4 смесь охладиться до температуры 16 °C и будет иметь давление 42,2 ати (поток 11).

2. Вторая стадия технологической схемы - предварительное охлаждение. Углеводородная смесь охлаждается до (-50 °C), так как МВФ имеет низкую критическую температуру. Материальный поток 11 после прохождения стадии компримирования с температурой 16 °C и давлением 42,2 ати подаётся на стадию предварительного 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 Т7 смесь охладится до температуры (-8) °C и будет иметь давление 41,9 ати (поток 12); после прохождения холодильника Т8 смесь охладится до температуры (-30) °C и будет иметь давление 41,6 ати (поток 13); после прохождения холодильника Т9 смесь охладится до температуры (-50) °C и будет иметь давление 41,3 ати (поток 14) [5].

3. Третья стадия технологической схемы - деметанизация - выделение из углеводородной смеси метано-водородной фракции.

Углеводородная смесь с температурой (-50) °C и давлением 41 ати подаётся в сепаратор С3 для разделения, где с верха выходит газовый поток 15 ,а с низа выходит жидкий поток 16 и направляется в ректификационную колонну деметанизации К1 - газовая смесь подаётся наверх, а жидкая - вниз. В колонне деметанизации К1 происходит выделение метановодородной фракции, которая уходит с верха колонны и направляется в холодильник Т10 используется МВФ (-120) °C для конденсации. Из холодильника Т10 с температурой (-89) °C и давлением 40,4 ати МВФ направляется в сепаратор С5 для разделения, где с низа выходит жидкая МВФ и направляется в ректификационную колонну К1 в качестве флегмы для орошения, а с верха выходит газообразная МВФ, которая направляется через трубчатый теплообменник ТТ на дросселирование, чтобы снизить давление МВФ. После прохождения дросселирующего клапана Д1 МВФ с температурой (-120) °C и давлением 8,3 ати направляется в сепаратор С6 для разделения, где жидкий и газовый потоки параллельно выводятся через трубчатый теплообменник (поток 17). С низа колонны деметанизации жидкая углеводородная смесь посредством насоса Н1 направляется в ректификационную колонну К2 для дополнительного выделения МВФ. С низа колонны часть жидкой углеводородной смеси направляется в теплообменник-подогреватель Тп1, где нагревается до 50 °C и возвращается в колонну К2, из которой сверха газовая смесь направляется в колонну деметанизации К1 для выделения МВФ. Жидкая углеводородная смесь с низа колонны посредством насоса Н2 направляется на дросселирование Д2, так как для выделения ЭЭФ в колонне деэтанизации К3 необходимо поддерживать давление 32 ати (поток 19) [5].

4. Четвёртая стадия технологической схемы - деэтанизация - выделение из углеводородной смеси этан-этиленовой фракции.

Углеводородная смесь с температурой 50 °C и давлением 32 ати поступает в ректификационную колонну деэтанизации К3, где с верха газовая ЭЭФ направляется в холодильникТ11 (с параметром холода (-18) °C) для конденсации. Из холодильника Т11 ЭЭФ с температурой (-8) °C и давлением 31,5 ати 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 (поток 20). С верха ректификационной колонны К4 газовая этиленовая фракция направляется в холодильник Т12 (с параметром холода (-18) °C) для конденсации. Из холодильника Т12 этиленовая фракция с температурой (-10) °C и давлением 31 ати поступает в ёмкость для сбора флегмы Е2, откуда посредством насоса Н4 часть жидкости возвращается в колонну К4 для орошения, а остальная этиленовая фракция поступает на производство полиэтилена (поток 21). С низа ректификационной колонны К4 часть жидкой этановой фракции направляется в теплообменник-подогреватель Тп3, где нагревается до 30 °C и возвращается в колонну К4 для дополнительного извлечения этиленовой фракции. Этановая фракция с низа колонны направляется на производство этилена (поток 22).

С низа ректификационной колонны К3 часть жидкой углеводородной смеси направляется в теплообменник-подогреватель Тп2, где нагревается до 63 °C и возвращается в колонну для дополнительного извлечения ЭЭФ. Жидкая углеводородная смесь с низа колонны направляется на дросселирование Д3 (поток 23), так как для выделения ППФ в колонне депропанизации необходимо поддерживать давление 25 ати [5], [7].

5. Пятая стадия технологической схемы - депропанизация - выделение из углеводородной смеси пропан-пропиленовой фракции.

Углеводородная смесь с температурой 63 °C и давлением 25 ати поступает в ректификационную колонну депропанизации К5, где с верха газовая ППФ направляется в холодильник Т13 (в качестве хладагента используется оборотная вода из системы с температурой 25 °C) для конденсации. Из холодильника Т13 ППФ с температурой 35 °C и давлением 24,5 ати 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 (поток 24). С верха ректификационной колонны К6 газовая пропиленовая фракция направляется в холодильник Т14 (с параметром холода 25 °C) для конденсации. Из холодильника Т14 пропиленовая фракция с температурой 30 °C и давлением 24 ати поступает в ёмкость для сбора флегмы Е4, откуда посредством насоса Н6 часть жидкости возвращается в колонну К6 для орошения, а остальная пропиленовая фракция поступает на производство изопропилбензола (поток 25). С низа ректификационной колонны К6 часть жидкой пропановой фракции направляется в теплообменник-подогреватель Тп5, где нагревается до 70 °C и возвращается в колонну К6 для дополнительного извлечения пропиленовой фракции. Пропановая фракция с низа колонны направляется на производство пропилена (поток 26).

С низа ректификационной колонны К5 часть жидкой углеводородной смеси направляется в теплообменник-подогреватель Тп4, где нагревается до 70 °C и возвращается в колонну для дополнительного извлечения ППФ. Жидкая углеводородная смесь с низа колонны направляется на дросселирование Д4 (поток 27), так как для выделения бутановой фракции в колонне дебутанизации необходимо поддерживать давление 16 ати [5], [7].

6. Шестая стадия технологической схемы - дебутанизация - выделение из углеводородной смеси бутановой фракции.

Углеводородная смесь с температурой 70 °C и давлением 16 ати поступает в ректификационную колонну дебутанизации К7, где с верха газовая бутановая фракция направляется в холодильник Т15 (в качестве хладагента используется оборотная вода из системы с температурой 25 °C) для конденсации. Из холодильника Т15 бутановая фракция с температурой 35 °C и давлением 15,5 ати поступает в ёмкость для сбора флегмы Е5, откуда посредством насоса Н7 часть жидкости возвращается в колонну для орошения, а остальная бутановая фракция поступает на изомеризацию (поток 28). С низа ректификационной колонны К7 часть жидкой углеводородной смеси направляется в теплообменник-подогреватель Тп6, где нагревается до 103 °C и возвращается в колонну для дополнительного извлечения бутановой фракции. Бензиновая фракция с низа колонны К7 направляется на каталитический риформинг (поток 25) [5], [7].

5. Принципиальная технологическая схема

Где цифрами обозначены материальные потоки и их параметры:

1. Исходное сырьё, поданное на стадию компримирования с температурой +16 °C, давлением 10,4 атм;

2. Жидкая смесь после прохождения сепаратора С1, направляемая в Е-7 для смешения с потоком 24, с температурой +16 °C, давлением 10,4 атм;

3. Парожидкостная смесь (ПЖС) после прохождения сепаратора С1, направляемая в компрессор М1, с темепературой +16 °C, давлением 10,4 атм;

4. ПЖС после прохождения компрессора М-1, направляемая в холодильник Т1 для охлаждения, с температурой 110 °C, давлением 30 атм;

5. ПЖС после прохождения холодильника Т1, направляемая в холодильник Т2, с температурой 35 °C, давлением 29,7 атм;

6. ПЖС после прохождения холодильника Т2, направляемая в сепаратор С2 для разделения, с температурой 16 °C, давлением 29,4атм;

7. Жидкая смесь после прохождения сепаратора С1, направляемая в Е-6 для смешения с потоком 19, с температурой +16 °C, давлением 29,4 атм;

8. Парожидкостная смесь (ПЖС) после прохождения сепаратора С-2, направляемая в компрессор М-2, с темепературой +16 °C, давлением 29,4 атм;

9. ПЖС после прохождения компрессора М-2, направляемая в холодильник Т-3 для охлаждения, с температурой 110 °C, давлением 43,8 атм;

10. ПЖС после прохождения холодильника Т-3, направляемая в холодильник Т-4, с температурой 35 °C, давлением 43,5 атм;

11. ПЖС после прохождения холодильника Т-4, направляемая в холодильник Т-5, с температурой 16 °C, давлением 43,2 атм, на предварительное охлождение;

12. ПЖС после прохождения холодильника Т-5, направляемая в холодильник Т-6, с температурой -8 °C, давлением 42,9 атм,

13. ПЖС после прохождения холодильника Т-6, направляемая в холодильник Т-7, с температурой -30 °C, давлением 41,6 атм,

14. ПЖС после прохождения холодильника Т-7, направляемая в сепаратор С-3, с температурой -50 °C, давлением 42,3 атм,

15. Парожидкостная смесь (ПЖС) после прохождения сепаратора С-3, направляемая в вверх ректификационной колоны К-1, с темепературой -50 °C, давлением 42,3 атм;

16. Жидкая смесь после прохождения сепаратора С-3, направляемая в низ ректификационной колонны К-1 для разделения, с температурой +16 °C, давлением 10,4 атм;

17. МВФ, выходящая из трубчатого теплообменника, направляемая в Т-8 с температурой (-100) °C, давлением 8,3 атм.

18. МВФ, выходящая из Т-8 с температурой (-90) °C, давлением 9 атм, направляется в топливную сеть.

19. Жидкая углеводородная смесь после прохождения дросселирующего клапана Д2, направляемая в Емкость Е-6 для смешения с потоком (7) с С-2 ,температурой 50 °C, давлением 33 атм;

20. Жидкая углеводородная смесь направляемая с Е-6, череэ насос Н-8, в ректификационную колонну К-3 с температурой 63 °C, давлением 33 атм.

21. Выделенная ЭЭФ, направляемая в колонну. Выделения этилена для разделения ЭЭФ на этановую и этиленовую, с температурой (-8) °C, давлением 32,5 атм;

22. Выделенная этиленовая фракция, направляемая на производство полиэтилена, с температурой (-10) °C, давлением 32 атм;

23. Выделенная этановая фракция, выходящая с низа ректификационной колонны К4, направляемая на производство этилена (пиролиз), с температурой 30 °C, давлением 32,5 атм;

24. Жидкая углеводородная смесь направляемая с низа ректификационной колонны К-3 на дросселирующий клапан Д-3 для снижения давления с температурой 63 °C, давлением 33 атм.

25. Жидкая углеводородная смесь направляемая с Е-7, через дросселирующий клапан Д-3 , в ректификационную колонну К-5 с температурой 63 °C, давлением 33 атм.

...