1.2 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	НАИМЕ-НОВ- АНИЕ	%, вес	х, вес	М	Кг/ч	Кмоль/ч	%, Мол.	Крит. параметра		Х^`	Х^`i^.Т крит.
								t,^0С	Р, МПа
1.	Н2	0,2	0,002	2	44,37	22,185	3,50	-239,88	1,28	0,035	-8,40
2.	СН4	9,4	0,094	16	2085,21	130,33	20,52	-82,09	4,58	0,2052	-19,85
3.	С2 Н4	11,2	0,112	28	2484,51	88,73	13,97	9,91	5,05	0,1397	1,38
4.	С2 Н6	1,4	0,014	30	310,56	10,352	1,65	32,31	4,82	0,0163	0,53
5.	С3 Н6	56,6	0,566	42	12555,64	298,94	47,08	91,81	4,56	0,4708	24,22
6.	С3 Н8	4,8	0,048	44	1064,79	24,20	3,86	96,81	4,20	0,0381	3,69
7.	н-С4 Н10	13,1	0,131	58	2905,99	50,10	7,8	152,01	3,75	0,078	8,94
8.	С5 (по н-пентану)	3,2	0,032	72	709,86	9,86	1,58	196,61	3,33	0,0156	3,07
9	Бензол	0,1	0,001	78	22,18	0,28	0,04	289,51	4,86	0,0004	0,12
Итого		100	1		22180,1	634,98	100			1	13,7

Так мы получим значение температуры:

Т _{крит. смеси} = 13.7 ⁰С

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

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.

2. 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.

3. 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: , гдеP_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 5070°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 2536 °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].

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 С₄и 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 С₂и 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.

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.