Разработка технологического процесса для разделения углеводородной смеси заданного состава

26. Выделенная ППФ, направляемая в ректификационную колонну К-6 для разделения на пропиленовую и пропановую фракции, с температурой 35 °C, давлением 25,5 атм;

27. Выделенная пропиленовая фракция, направляемая на производство изопропилбензола, с температурой 30 °C, давлением 25 атм;

28. Выделенная пропановая фракция, выходящая с низа ректификационной колонны К-6, направляемая на производство пропилена, с температурой 70 °C, давлением 25,5 атм;

29. Жидкая углеводородная смесь направляемая с низа ректификационной колонны К-5 через дросселирующий клапан Д-4 в ректификационную колонну К-7 для разделения, с температурой 70 °C, давлением 17 атм;

30. Выделенная БФ, направляемая на производство, с температурой 35 °C, давлением 16,5 атм;

31. Бензиновая фракция с низа ректификационной колонны К-7 направляется на производство, с температурой (+103 С) давлением 10атм.

Оборудование:

Т-1 - холодильник 1 с параметром холода 25 °C; входящий поток - 3, выходящий - 4;

Т-2 - холодильник 2 с параметром холода 6 °C; входящий поток - 5, выходящий - 6;

Т-3 - холодильник 3 с параметром холода 25 °C; входящий поток - 9, выходящий - 10;

Т-4 - холодильник 4 с параметром холода 6 °C; входящий поток - 10, выходящий - 11;

Т-5 - холодильник 5 с параметром холода -18 °C; входящий поток - 11, выходящий - 12;

Т-6 - холодильник 6 с параметром холода -37 °C; входящий поток - 12, выходящий - 13;

Т-7 - холодильник 7 с параметром холода -56 °C; входящий поток - 13, выходящий - 14;

Т-8 - холодильник 8 с параметром холода -100 °C; на стадии деметанизации.

Т-9 - холодильник 9 с параметром холода -8 °C; на стадии деэтанизации.

Т-10 - холодильник 10 с параметром холода -18 °C; на стадии выделения этиленовой фракции из ЭЭФ.

К-1 - ректификационная колонна деметанизации;

Технологический режим:

1) Давление верха - 40,4 ати,

2) Давление куба - 40,7 ати,

3) Температура питания - (-89) °C,

4) Температура верха - (-89) °C,

5) Температура в кубе - (-50) °C;

Входящие потоки - 15, 16; выходящий - 17;

К-2 - ректификационная колонна деметанизации;

Выходящий - 19;

К-3 - ректификационная колонна деэтанизации;

Технологический режим:

1) Давление верха - 31,5 ати,

2) Давление куба - 32 ати,

3) Температура питания - (-8) °C,

4) Температура верха - (-8) °C,

5) Температура в кубе - (50) °C;

Входящий поток - 20; выходящие - 21, 24;

К-4 - ректификационная колонна разделения ЭЭФ на этановую и этиленовую;

Технологический режим:

1) Давление верха - 31 ати,

2) Давление куба - 31,5 ати,

3) Температура питания - (-10) °C,

4) Температура верха - (-10) °C,

5) Температура в кубе - 30 °C;

Входящий поток - 21; выходящие - 22 (Этиленовая фракция), 23 (Этановая фракция);

К-5 - ректификационная колонна депропанизации;

Технологический режим:

1) Давление верха - 24,5 ати,

2) Давление куба - 25 ати,

3) Температура питания - 35 °C,

4) Температура верха - 35 °C,

5) Температура в кубе - 63 °C;

Входящие потоки - 25; выходящие - 26, 29;

К-6 - ректификационная колонна разделения ППФ на пропановую и пропиленовую;

Технологический режим:

1) Давление верха - 24 ати,

2) Давление куба - 24,5 ати,

3) Температура питания - 30 °C,

4) Температура верха - 30 °C,

5) Температура в кубе - 70 °C;

Входящий поток - 26; выходящие - 27 (пропиленовая фракция), 28 (пропановая фракция);

К-7 - ректификационная колонна дебутанизации;

Технологический режим:

1) Давление верха - 15,5 ати,

2) Давление куба - 16 ати,

3) Температура питания - 35 °C,

4) Температура верха - 35 °C,

5) Температура в кубе - 70 °C;

Входящие потоки - 29; выходящие - 30 (бутановая фракция), 31 (Бензиновая фракция);

С-1 - сепаратор 1 для разделения потока 1 на газовую смесь - поток 3 и жидкую смесь - поток 2;

С-2 - сепаратор 2 для разделения потока 6 на газовую смесь - поток 8 и жидкую смесь - поток 7;

С-3 - сепаратор 3 для разделения потока 14 на газовую смесь - поток 15 и жидкую смесь - поток 16;

С-4 - сепаратор 4 для разделения МВФ на газовую и жидкую смеси;

С-5 - сепаратор 5 для разделения МВФ на газовую и жидкую смеси;

М-1 - компрессор для сжатия газовой смеси на первой стадии компримирования, входит поток 3 с параметрами: температура 16 °C, давление 9,4 ати, выходит поток 4 с параметрами : температура 110 °C, давление 29 ати;

М-2 - компрессор для сжатия газовой смеси на второй стадии компримирования, входит поток 8 с параметрами: температура 16 °C, давление 28,4 ати, выходит поток 9 с параметрами : температура 110 °C, давление 42,8 ати;

Т.Т. - трубчатый теплообменник для охлаждения МВФ;

Тн-1 - теплообменник-нагреватель 1 на стадии деметанизации, подогревает входящий жидкий поток до температуры 50 °C;

Тн-2 - теплообменник- нагреватель 2 на стадии деэтанизации, подогревает входящий жидкий поток до температуры 63 °C;

Тн-3 - теплообменник- нагреватель 3 на стадии выделения этилена, подогревает входящий жидкий поток до температуры 30 °C;

Тн-4 - теплообменник- нагреватель 4 на стадии депропанизации, подогревает входящий жидкий поток до температуры 70 °C;

Тн-5 - теплообменник- нагреватель 5 на стадии выделения пропилена, подогревает входящий жидкий поток до температуры 70 °C;

Тн-6 - теплообменник- нагреватель 6 на стадии дебутанизации, подогревает входящий жидкий поток до температуры 103 °C;

Н-1 - насос 1 для подачи смеси С₂₊ на стадии деметанизации;

Н-2 - насос 2 для подачи смеси С₂₊ со стадии деметанизация на стадию деэтанизации;

Н-3 - насос 3 для подачи жидкой смеси, которая возвращается в качестве флегмы для орошения в ректификационную колонну К-3 на стадии деэтанизации;

Н4 - насос 4 для подачи жидкой смеси, которая возвращается в качестве флегмы для орошения в ректификационную колонну К-4 на стадии выделения этилена;

Н-5 - насос 5 для подачи жидкой смеси, которая возвращается в качестве флегмы для орошения в ректификационную колонну К-5 на стадии депропанизации;

Н-6 - насос 6 для подачи жидкой смеси, которая возвращается в качестве флегмы для орошения в ректификационную колонну К-6 на стадии выделения пропилена;

Н-7 - насос 7 для подачи жидкой смеси, которая возвращается в качестве флегмы для орошения в ректификационную колонну К-7 на стадии дебутанизации;

Н-8 - насос 8 для подачи жидкой смеси двигающийся из Е-6 в К-3 на стадию деэтанизации;

Д-1 - дросселирующий клапан 1 для снижения давления МВФ на стадии деметанизации;

Д-2 - дросселирующий клапан 2 для снижения давления углеводородной смеси С₂₊;

Д-3 - дросселирующий клапан 3 для снижения давления углеводородной смеси С₃₊;

Д-4 - дросселирующий клапан 4 для снижения давления углеводородной смеси С₄₊;

Е-1 - ёмкость для сбора флегмы 1 на стадии деэтанизации;

Е-2 - ёмкость для сбора флегмы 2 на стадии выделения этилена;

Е-3 - ёмкость для сбора флегмы 3 на стадии депропанизации;

Е-4 - ёмкость для сбора флегмы 4 на стадии выделения пропилена;

Е-5 - ёмкость для сбора флегмы 5 на стадии дебутанизации;

Е-6 - ёмкость для смешивания потоков (7)-жидкость с сепаратора С-2, (19)-углеводородная смесь со стадии деметанизации.

Е-7 - ёмкость для смешивания потоков (2)-жидкость с сепаратора С-1, (24)-углеводородная смесь со стадии деэтанизации.

6. Расчет материального баланса

6.1 Расчёт таблиц материальных графов «Количество и состав»

Таблица 6.1. Поток 1 (Сырьё)

№ П/П	наименование	%, вес	М	Кг/ч	Кмоль/ч	%, Мол.
1.	Н2	0,2	2	44,37	22,185	3,50
2.	СН4	9,4	16	2085,21	130,33	20,52
3.	С2 Н4	11,2	28	2484,51	88,73	13,97
4.	С2 Н6	1,4	30	310,56	10,352	1,65
5.	С3 Н6	56,6	42	12555,64	298,94	47,08
6.	С3 Н8	4,8	44	1064,79	24,20	3,86
7.	н-С4 Н10	13,1	58	2905,99	50,10	7,8
8.	С5 (по н-пентану)	3,2	72	709,86	9,86	1,58
9	Бензол	0,1	78	22,18	0,28	0,04
Итого	100		22180,1	634,98	100

6.2 Расчёт основных материальных потоков

6.2.1 Материальный поток №3, газ из сепаратора С-1

Исходные данные:

§ температура, ⁰С - 16 или 289 ⁰К;

§ давление, МПа - 1,16 МПа

Таблица 6.2. Количество и состав потока №3

№ П/П	НАИМЕНОВАНИЕ	%, вес	х, вес	М	Кг/ч	Кмоль/ч	%, Мол.	Крит. параметра	Х`
								t,0С	Р, МПа
1.	Н2	0,2	0,002	2	44,37	22,185	3,50	-239,88	1,28	0,035
2.	СН4	9,4	0,094	16	2085,21	130,33	20,52	-82,09	4,58	0,2052
3.	С2 Н4	11,2	0,112	28	2484,51	88,73	13,97	9,91	5,05	0,1397
4.	С2 Н6	1,4	0,014	30	310,56	10,352	1,65	32,31	4,82	0,0163
5.	С3 Н6	56,6	0,566	42	12555,64	298,94	47,08	91,81	4,56	0,4708
6.	С3 Н8	4,8	0,048	44	1064,79	24,20	3,86	96,81	4,20	0,0381
7.	н-С4 Н10	13,1	0,131	58	2905,99	50,10	7,8	152,01	3,75	0,078
8.	С5 (по н-пентану)	3,2	0,032	72	709,86	9,86	1,58	196,61	3,33	0,0156
9	Бензол	0,1	0,001	78	22,18	0,28	0,04	289,51	4,86	0,0004
Итого	100	1		22180,1	634,98	100			1

Таблица 6.3. Покомпонентный расход охлаждённой углеводородной смеси

Компоненты сырья	Состав сырья, мольная доля, ci	ki при Tf = 289 К f=1,14106 Па (11,4атм).	1+ e (ki - 1) (e =0,999)	xi” =	yi” = ki x'i
Н2	0,002	60	1,0059	0,0619	3,714
СН4	0,094	14	1,0013	0,1183	1,6562
С2 Н4	0,112	4,3	1,00033	0,50533	2,172919
С2 Н6	0,566	2,7	1,00017	0,14527	0,392229
С3 Н6	0,048	1,1	1,00001	0,14681	0,161491
С3 Н8	0,131	0,9	0,99999	0,00839	0,007551
н-С4 Н10	0,032	0,3	0,99993	0,02043	0,006129
С5 (по н-пентану)	0,001	0,1	0,99991	0,00111	0,000111
Итого	1			1,00	8,11063

При достижении равенства каждой суммы единице в переделах ошибки не более 1,0% расчёт заканчивается. В данном случае мольная доля отгона e^” = 0,999. Это значит, что 99,9% средней мольной массы сырья при данных условиях переходят в газовую фазу и парожидкостной поток со средней мольной массой М_ср разделяется в сепараторе на два потока:

§ №2 - газ в количестве 0,999М_ср и

§ №3 - жидкость в количестве (1-0,999) М_ср или 0,001М_ср

На основании расчёта, делаем вывод, что после сепаратора С1 жидкая фаза отсутствует

Расчёт сепараторов С2 и С3 производится аналогично.

Жидкая фаза после сепаратора С2 отсутствует

После сепаратора С3 выделяется жидкий поток № и газовый поток №, результаты вычислений сведены в таблицу:

Таблица 6.4. Материальный баланс сепаратора С3

Наименование	Поток на входе (сырьё)	Поток № (газ)	Поток № (жидкость)
	Расход, кг в час	Состав, % масс	Расход, кг в час	Состав, % масс	Расход, кг в час	Состав, % масс
Н2	44,37	0,2	41.48	0,2	8,340	0,11
СН4	2085,21	9,4	1942,50	8.3	234,450	3,00
С2 Н4	2484,51	11,2	2484,51	11,2	1127,683	14,41
С2 Н6	310,56	1,4	275.78	1,4	614,692	7,86
С3 Н6	12555,64	56,6	11675,64	56,6	2489,756	31,82
С3 Н8	1064,79	4,8	1064,79	4,8	178,537	2,28
н-С4 Н10	2905,99	13,1	3140.56	15,1	1901,279	24,30
н-С5 Н12	709,86	3,2	780,86	4.5	1003,500	12,82
C6H6	22,18	0,1	33,58	0,3	222,098	2,84
Итого	22183,1	100	16776,038	100	7824,901	100

6.2.2 Поток №49. Жидкость с верха колонны К8

1. Исходные данные

Питанием колонны является жидкая и газообразная фаза из сепаратора С3 (потоки №№ и )

Таблица 6.5. Количество и состав питания

№ п/п	Наименование	Состав питания, % мол	Мол. масса, Mi	Состав питания в мас. долях	Кг/час
1	Н2	0,2	2	3,50	44,37
2	СН4	9,4	16	20,52	2085,21
3	С2 Н4	11,2	28	13,97	2484,51
4	С2 Н6	1,4	30	1,65	310,56
5	С3 Н6	56,6	42	47,08	12555,64
6	С3 Н8	4,8	44	3,86	1064,79
7	н-С4 Н10	13,1	58	7,8	2905,99
8	н-С5 Н12	3,2	72	1,58	709,86
9	C6H6	0,1	78	0,04	22,18
ИТОГО	100,00		1,0	22183,1

2. Методика

2.1 По заданным производительности и составу сырья определяем массовые и мольные количества всех компонентов.

2.2 Из уравнений материальных балансов всего объёма колонны, записанных по общему количеству потоков и по каждому компоненту, определяем количества и составы дистиллята и остатка.

3. Расчёт

Количество и состав дистиллята и остатка.

Расчёт производится на 4960,619 кмоль сырья. Составы изображены в мольных долях. Условно принимаем, что содержание Н₂ в остатке, а С₂Н₆ - С₆Н₆ в дистилляте равно нулю.

Т.е. х^”_R1,R2= 0; y”_D(4ч10)= 0 (здесь и дальше х^” и y” - мольные доли компонентов соответственно в жидкости и парах, индекс R относится к остатку, индекс D - к дистилляту, индекс 1,2,3… - соответственно к водороду, метану, этану и т.д., индекс G - к сырью).

Запишем уравнение материального баланса для всей колонны по общему количеству молей потоков и по каждому компоненту:

G = D + R (1)

Gc'₁ = D_*y'_D1 + R_*x'_R1 (2)

Gc'₂ = D_*y'_D2 + R_*x'_R2 (3)

Gc'₃ = D_*y'_D3 + R_*x'_R3 (4)

Gc'₄ = D_*y'_D4 + R_*x'_R4 (5)

Gc'₅ = D_*y'_D5 + R_*x'_R5 (6)

Gc'₆ = D_*y'_D6 + R_*x'_R6 (7)

Подставляя в эти уравнения известные нам величины и исключая R из уравнений (2) - (8) с помощью (1), получим:

308,985*0.017 = D_*y'_D1 + (308,985-D)_*0 (2')

308,985*0.054 = D_*0,029 + (308,985-D)_*x'_R2 (3')

308,985*0.017 = D_*0 + (308,985-D)_*x'_R3 (4')

308,985*0.631 = D_*0 + (308,985-D)_*x'_R4 (5')

308,985*0.054 = D_*0 + (308,985-D)_*x'_R5 (6')

308,985*0.207 = D_*0 + (308,985-D)_*x'_R6 (7')

308,985*0.018 = D_*0 + (308,985-D)_*x'_R7 (8')

Суммируя (3') - (8') получаем:

303,670 = D_*0,029 + (308,985 - D) _*(x'_R2 + x'_R3+ x'_R4+ x'_R5+ x'_R6+ x'_R7+ )

но по условию разделения известно, что

x'_R2 + x'_R3+ x'_R4+ x'_R5+ x'_R6+ x'_R7 = 1

Следовательно:

303,670= 0,029*D + 308,985 - D

Откуда:

D = 5,475 кмоль/час, а

R = 308,985-5,475 =303,510 кмоль/час

Мольные доли остальных компонентов в дистилляте и остатке:

Из (2'): y'_D1 = 5,315 : 5,475 = 0,971

Из (3'): х'_R2 = 16,652 : 303,510 = 0,054

Из (4'): x'_R3 = 5,292 : 303,510 = 0,017

Из (5'): x'_R4 = 195,047 : 303,510 = 0,643

Из (6'): x'_R5 = 16,655 : 303,510 = 0,055

Из (7'): x'_R6 = 64,102 : 303,510 = 0,211

Из (8'): x'_R7 = 5,456 : 303,510 = 0,018

Пересчёт мольных расходов и долей в массовые ведётся по известной методике.

Результаты вычислений сведём в таблицы

Таблица 6.6. Материальный баланс колонны деметанизации (К1)

Компоненты	Питание, Кмоль/час	Дистиллят D, Поток №	Остаток R, Поток №
		Состав, % мол	Расход, Кмоль/час	Состав, % мол	Расход, Кмоль/час
Н2	22,185	0,02	73,5	-	-
СН4	130,33	20,24	159,05	-	-
С2 Н4	88,73	79,74	284,89	59,63	29,03
С2 Н6	10,352	-	-	15,54	11,24
С3 Н6	298,94	-	-	16,14	15,52
С3 Н8	24,20	-	-	0,99	7,08
н-С4 Н10	50,10	-	-	5,25	37,60
н-С5 Н12	9,86	-	-	1,99	14,21
C6H6	0,28	-	-	0,40	2,85
Итого	634,98	100	517,44	100	117,54

Таблица 6.7. Состав и производительность потоков.

Компоненты	Поток №	Поток №
	Состав, %масс	Расход, Кг/час	Состав, %масс	Расход, Кг/час
Н2	33,08	6823,944	-	-
СН4	66,82	13781,690	-	-
С2 Н4	0,1	20,626	49,96	11977,026
С2 Н6	-	-	13,95	3345,070
С3 Н6	-	-	20,28	4861,502
С3 Н8	-	-	1,30	312,207
н-С4 Н10	-	-	9,12	2185,446
н-С5 Н12	-	-	4,28	1025,822
C6H6	-	-	0,93	223,005
Итого	100	20626,260	100	23974,679

Расчёт колонн К2-К аналогичен расчёту колонны выделения метана, результаты расчётов сведены в таблицы:

Таблица 6.8. Материальный баланс колонны деэтанизации (К2)

Компоненты	Питание, Кмоль/час	Дистиллят D, Поток №	Остаток R, Поток №
		Состав, %масс	Расход, Кг/час	Состав, %масс	Расход, Кг/час
Н2	-	-	-	-	-
СН4	-	-	-	-	-
С2 Н4	426,931	79,28	426,931	-	-
С2 Н6	111,243	20,66	111,243	-	-
С3 Н6	115,528	0,07	0,364	64,92	115,164
С3 Н8	7,080	-	-	3,99	7,080
н-С4 Н10	37,600	-	-	21,19	37,600
н-С5 Н12	14,218	-	-	8,01	14,218
C6H6	2,855	-	-	1,61	2,855
Итого	715,939	100	538,538	100	177,400

Таблица 6.9. Состав и производительность потоков .

Компоненты	Поток №	Поток №
	Состав, %масс	Расход, Кг/час	Состав, %масс	Расход, Кг/час
Н2	-	-	-	-
СН4	-	-	-	-
С2 Н4	78,09	11977,026	-	-
С2 Н6	21,81	3345,070	-	-
С3 Н6	0,10	15,337	56,11	4846,165
С3 Н8	-	-	3,61	312,207
н-С4 Н10	-	-	25,30	2185,446
н-С5 Н12	-	-	11,88	1025,822
C6H6	-	-	2,58	223,005
Итого	100	15337,434	100	8637,245

Таблица 6.10. Материальный баланс колонны разделения ЭЭФ (К3)

Компоненты	Питание, Кмоль/час	Дистиллят D, Поток №	Остаток R, Поток №
		Состав, %масс	Расход, Кг/час	Состав, %масс	Расход, Кг/час
Н2	-	-	-	-	-
СН4	-	-	-	-	-
С2 Н4	426,931	99,9	426,931	-	-
С2 Н6	111,243	0,1	0,399	99,67	110,844
С3 Н6	0,364	-	-	0,33	0,364
С3 Н8	-	-	-	-	-
н-С4 Н10	-	-	-	-	-
н-С5 Н12	-	-	-	-	-
C6H6	-	-	-	-	-
Итого	538,538	100	427,329	100	111,209

Таблица 6.11. Состав и производительность потоков.

Компоненты	Поток №	Поток №
	Состав, %масс	Расход, Кг/час	Состав, %масс	Расход, Кг/час
Н2	-	-	-	-
СН4	-	-	-	-
С2 Н4	99,9	11977,026	-	-
С2 Н6	0,1	11,989	99,54	3333,081
С3 Н6	-	-	0,46	15,337
С3 Н8	-	-	-	-
н-С4 Н10	-	-	-	-
н-С5 Н12	-	-	-	-
C6H6	-	-	-	-
Итого	100	11989,015	100	3348,419

Таблица 6.12. Материальный баланс колонны депропанизации (К4)

Компоненты	Питание, Кмоль/час	Дистиллят D, Поток №	Остаток R, Поток №
		Состав, %масс	Расход, Кг/час	Состав, %масс	Расход, Кг/час
Н2	-	-	-	-	-
СН4	-	-	-	-	-
С2 Н4	-	-	-	-	-
С2 Н6	-	-	-	-	-
С3 Н6	115,164	94,14	115,164	-	-
С3 Н8	7,080	5,79	7,080	-	-
н-С4 Н10	37,600	0,07	0,089	69,88	49,443
н-С5 Н12	14,218	-	-	24,94	17,649
C6H6	2,855	-	-	4,37	3,091
Итого	174,061	100	122,333	100	70,754

Таблица 6.13. Состав и производительность потоков.

Компоненты	Поток №	Поток №
	Состав, %масс	Расход, Кг/час	Состав, %масс	Расход, Кг/час
Н2	-	-	-	-
СН4	-	-	-	-
С2 Н4	-	-	-	-
С2 Н6	-	-	-	-
С3 Н6	93,85	4846,165	-	-
С3 Н8	6,05	312,207	-	-
н-С4 Н10	0,1	5,164	62,77	2180,282
н-С5 Н12	-	-	29,53	1025,822
C6H6	-	-	6,42	223,005
Итого	100	5163,535	100	3473,710

Таблица 6.14. Материальный баланс колонны разделения ППФ (К5)

Компоненты	Питание, Кмоль/час	Дистиллят D, Поток №	Остаток R, Поток №
		Состав, %масс	Расход, Кг/час	Состав, %масс	Расход, Кг/час
Н2	-	-	-	-	-
СН4	-	-	-	-	-
С2 Н4	-	-	-	-	-
С2 Н6	-	-	-	-	-
С3 Н6	115,164	99,9	115,164	-	-
С3 Н8	7,080	0,1	0,110	98,74	6,970
н-С4 Н10	0,089	-	-	1,26	0,089
н-С5 Н12	-	-	-	-	-
C6H6	-	-	-	-	-
Итого	122,333	100	115,274	100	7,059

Таблица 6.15. Состав и производительность потоков.

Компоненты	Поток №	Поток №
	Состав, %масс	Расход, Кг/час	Состав, %масс	Расход, Кг/час
Н2	-	-	-	-
СН4	-	-	-	-
С2 Н4	-	-	-	-
С2 Н6	-	-	-	-
С3 Н6	99,9	4846,165	-	-
С3 Н8	0,1	4,851	98,35	307,356
н-С4 Н10	-	-	1,65	5,164
н-С5 Н12	-	-	-	-
C6H6	-	-	-	-
Итого	100	4851,016	100	312,519

Таблица 6.16. Материальный баланс колонны дебутанизации (К6)

Компоненты	Питание, Кмоль/час	Дистиллят D, Поток №	Остаток R, Поток №
		Состав, %масс	Расход, Кг/час	Состав, %масс	Расход, Кг/час
Н2	-	-	-	-	-
СН4	-	-	-	-	-
С2 Н4	-	-	-	-	-
С2 Н6	-	-	-	-	-
С3 Н6	-	-	-	-	-
С3 Н8	-	-	-	-	-
н-С4 Н10	49,443	99,9	37,511	-	-
н-С5 Н12	17,649	0,1	0,030	80,95	14,187
C6H6	3,091	-	-	16,29	2,855
Итого	70,754	100	37,541	100	17,527

Таблица 6.17. Состав и производительность потоков.

Компоненты	Поток №	Поток №
	Состав, %масс	Расход, Кг/час	Состав, %масс	Расход, Кг/час
Н2	-	-	-	-
СН4	-	-	-	-
С2 Н4	-	-	-	-
С2 Н6	-	-	-	-
С3 Н6	-	-	-	-
С3 Н8	-	-	-	-
н-С4 Н10	99,9	2180,282	-	-
н-С5 Н12	0,1	2,182	79,28	1023,639
C6H6	-	-	17,27	223,005
Итого	100	2182,465	100	1291,245

Таблица 6.18. Материальный баланс колонны депентанизации (К7)

Компоненты	Питание, Кмоль/час	Дистиллят D, Поток №	Остаток R, Поток №
		Состав, %масс	Расход, Кг/час	Состав, %масс	Расход, Кг/час
Н2	-	-	-	-	-
СН4	-	-	-	-	-
С2 Н4	-	-	-	-	-
С2 Н6	-	-	-	-	-
С3 Н6	-	-	-	-	-
С3 Н8	-	-	-	-	-
н-С4 Н10	-	-	-	-	-
н-С5 Н12	14,187	99,9	14,184	0,11	0,004
C6H6	2,855	0,1	0,013	85,35	2,842
Итого	17,527	100	14,197	100	3,330

Таблица 6.19. Состав и производительность потоков.

Компоненты	Поток №	Поток №
	Состав, %масс	Расход, Кг/час	Состав, %масс	Расход, Кг/час
Н2	-	-	-	-
СН4	-	-	-	-
С2 Н4	-	-	-	-
С2 Н6	-	-	-	-

Подобные документы

• Разработка технологического процесса для разделения углеводородной смеси заданного состава

  Разработка и обоснование номенклатуры готовой продукции. Составление структурной и принципиальной технологической схем разделения углеводородной газовой смеси. Проведение расчета материального баланса колонны деметанизации, деэтанизации и депропанизации.
  
  курсовая работа [206,8 K], добавлен 07.03.2013
  

• Расчет технологической установки по разделению сырьевых потоков на индивидуальные компоненты

  Свойства компонентов, зависящие от температуры. Выбор и обоснование схемы разделения смеси. Расчет по определению оптимального ввода сырья и оптимального размера колонн. Расчет основных параметров работы ректификационных колонн и материальных потоков.
  
  курсовая работа [932,5 K], добавлен 06.02.2016
  

• Расчет ректификационной колонны для разделения бинарной смеси бензол–толуол

  Сущность ректификации как диффузионного процесса разделения жидких смесей. Построение зависимости давления насыщенных паров от температуры, энтальпийная диаграмма. Расчет материального и теплового баланса колонны, профиля концентраций и нагрузок.
  
  курсовая работа [1,9 M], добавлен 21.06.2010
  

• Проектирование ректификационной колонны непрерывного действия для разделения бинарной смеси метанол-вода

  Особенности проектирования установки для непрерывной ректификации бинарной смеси метиловый спирт–вода с производительностью 12 т/ч по исходной смеси. Описание технологической схемы процесса, составление материального баланса, тепловой расчет дефлегматора.
  
  курсовая работа [30,7 K], добавлен 17.05.2014
  

• Расчет ректификационной установки для непрерывного разделения смеси бензол-толуол при атмосферном давлении

  Периодическая ректификация бинарных смесей. Непрерывно действующие ректификационные установки для разделения бинарных смесей. Расчет холодильника кубового остатка, высоты газожидкостного слоя жидкости. Определение скорости пара и диаметра колонны.
  
  курсовая работа [8,3 M], добавлен 20.08.2011
  

• Ректификационая установка непрерывного действия для разделения смеси CCl4– C7H8

  Процесс ректификации. Технологическая схема ректификационной установки для разделения смеси диоксан–толуол. Расчет параметров дополнительных аппаратов для тарельчатой колонны. Выбор конструкционных материалов, расчет теплового и материального баланса.
  
  курсовая работа [461,0 K], добавлен 30.11.2010
  

• Ректификационная установка непрерывного действия для разделения смеси гексан-толуол

  Характеристика процесса ректификации. Технологическая схема ректификационной установки для разделения смеси гексан-толуол. Материальный баланс колонны. Гидравлический расчет тарелок. Определение числа тарелок и высоты колонны. Тепловой расчет установки.
  
  курсовая работа [480,1 K], добавлен 17.12.2014
  

• Процесс абсорбции и расчет насадочного абсорбера

  Сущность процесса ректификации с диффузионным процессом разделения жидких и газовых смесей. Расчет ректификационной установки, особенности процесса абсорбции. Подбор насоса и штуцеров для ввода сырья в колонну. Расчет материального баланса абсорбера.
  
  курсовая работа [358,9 K], добавлен 17.11.2013
  

• Разработка высокопроизводительного технологического процесса по изготовлению куртки женской из джинсовой ткани

  Обоснование выбора основных режимов, методов обработки, оборудования, приспособлений. Составление технологической последовательности изготовления изделия. Предварительный расчет швейного потока. Технологическая схема разделения труда и ее анализ.
  
  курсовая работа [145,6 K], добавлен 25.08.2010
  

• Автоматизация процесса разделения воздуха при производстве азота

  Область применения технических газов. Проект автоматизации процесса разделения воздуха на азот и кислород на ПО "Электро-химический завод". Обоснование структурной схемы автоматизации. Расчет электрического освещения цеха и общей осветительной нагрузки.
  
  дипломная работа [1,8 M], добавлен 16.12.2013
  

• Экстрактивная ректификация как способ разделения смеси бензол-циклогексан

  Сущность экстрактивной ректификации. Конструктивные особенности химической колонны. Специфика применения процесса экстрактивной ректификации в промышленности. Разделение смесей близкокипящих углеводородов. Технология разделения смеси бензол-циклогексан.
  
  курсовая работа [2,2 M], добавлен 13.01.2015
  

• Установки ожижения и разделения газовых смесей

  Выбор типа установки и его обоснование. Общие энергетические и материальные балансы. Расчёт узловых точек установки. Расчёт основного теплообменника. Расчёт блока очистки. Определение общих энергетических затрат установки. Расчёт процесса ректификации.
  
  курсовая работа [126,9 K], добавлен 21.03.2005
  

• Проектирование и детальная разработка производственного процесса изготовления печатных форм для выпуска полиграфической продукции

  Анализ и разработка количественных и качественных показателей полиграфического продукта, обоснование выбора способа печати. Изготовление печатных форм и карта технологического процесса офсетной печати. Расчёт оборудования, кадров, материальных потоков.
  
  дипломная работа [762,6 K], добавлен 23.12.2012
  

• Расчёт воздухоразделительной установки

  Расчетная схема воздухоразделительной установки. Материальные и энергетические балансы блока разделения. Определение количества перерабатываемого воздуха и доли продуктов разделения. Расчет процесса ректификации и проектный расчет теплообменника.
  
  курсовая работа [1018,6 K], добавлен 22.07.2014
  

• Разработка технологического процесса изготовления вала

  Анализ служебного назначения и технологичности детали. Выбор способа получения заготовки. Обоснование схем базирования и установки. Разработка технологического маршрута обработки детали типа "вал". Расчет режимов резания и норм времени по операциям.
  
  курсовая работа [288,6 K], добавлен 15.07.2012
  

• Разработка технологического процесса изготовления вала и конструкции технологической оснастки

  Оценка технологичности изделия. Обзор методов изготовления деталей. Операции технологического маршрута. Обоснование сортамента заготовки и метода ее изготовления. Расчет режимов резания при токарной обработке. Разработка технологической оснастки.
  
  курсовая работа [812,5 K], добавлен 12.01.2016
  

• Расчет ректификационных колонн для разделения многокомпонентных и бинарных смесей

  Понятие и виды ректификации. Кинетический расчет тарельчатого ректификационного аппарата для разделения бинарной смеси бензол-толуол графоаналитическим методом. Определение оптимального флегмового числа. Расчет диаметра, высоты и сопротивления колонны.
  
  курсовая работа [695,1 K], добавлен 17.08.2014
  

• Технико-экономическое обоснование проекта промышленной установки для производства пропиленгликоля методом гидратации окиси пропилена мощностью 10000 тонн/год

  Характеристика исходного сырья и готовой продукции. Технологический процесс производства пропиленгликоля. Расчет ректификационной колонны для разделения реакционной смеси, ее конструкция и принцип работы. Определение экономических показателей проекта.
  
  дипломная работа [1,2 M], добавлен 17.12.2011
  

• Расчет ректификационной установки для разделения смеси вода – уксусная кислота

  Технологическая схема ректификационной установки для разделения смеси вода – уксусная кислота. Физико-химические характеристики продукта. Определение скорости пара и диаметра колонны. Технологический расчет аппарата. Физические свойства уксусной кислоты.
  
  курсовая работа [3,2 M], добавлен 17.02.2015
  

• Проектирование ректификационной установки для непрерывного разделения смеси бензол-толуол

  Проектирование ректификационной установки для непрерывного разделения смеси бензол-толуол под атмосферным давлением. Подробный расчет ректификационной колонны и парового подогревателя исходной смеси. Куб-испаритель, дефлегматор и холодильники остатка.
  
  курсовая работа [223,7 K], добавлен 15.10.2011
  

• главная
• рубрики
• по алфавиту
• вернуться в начало страницы
• вернуться к началу текста
• вернуться к подобным работам