Разработка технологического процесса для разделения углеводородной смеси заданного состава - Курсовая работа

ФЕДЕРАЛЬНОЕ ГОСУДАРСТВЕННОЕ БЮДЖЕТНОЕ ОБРАЗОВАТЕЛЬНОЕ УЧРЕЖДЕНИЕ ВЫСШЕГО ПРОФЕССИОНАЛЬНОГО ОБРАЗОВАНИЯ Омский государственный технический университет НА ТЕМУ: Разработка технологического процесса для разделения углеводородной смеси заданного состава. Разработал студент: Мельников А.С. 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)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). Понижение температуры абсорбции приводит к повышению извлечения целевых компонентов, но снижает селективность процесса вследствие возрастания растворимости углеводородов в растворах и увеличивает вероятность гидратообразования. 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.На стадию подается материальный поток №2 - сырье с параметрами: u Состав - по заданию u Давление - 1,04 МПА u Температура, 0С - (-8) Мы используем стадию компримирования, т.к. метод деметанизации осуществляется при повышенном давлении, а у нас исходное давление 1,04МПА - его не достаточно, критическое давление МВФ и этилена 3,7МПА, учитывая потери, следует первоначальную смесь компримировать до давления выше давления конденсации, т. к на каждом холодильнике идет потеря давления 0,3МПА, а в колонне 0,2МПА, мы будем сжимать исходную смесь до 4,1МПА. Т.о., со стадии компримирования выйдет материальный поток: Поток №3-газ, с давлением,4,1МПА и с температурой 115 0С После второй стадии мы получим один поток №4 - смесь углеводородов, с температурой (-940С) и давлением 4,07МПА. Поток №5 - сконденсированная МВФ и этилен, с температурой(-940С) и давлением 4,1МПА мы направляем на адсорбцию, где будет разделять МВФ и этилен, но это уже другое производство.Поток углеводородной смеси 1 с начальными параметрами - температурой 16 °C и давлением 1,14МПА - подается на стадию компримирования - в сепаратор С1 для разделения, где с верха уходит газовый поток 3, который направляется в компрессор М1 для сжатия. С низа сепаратора С1 выходит жидкий поток 2 с температурой 16 °C и давлением 1,14Мпа, который направляется для дальнейшего разделения на стадию депропанизации, в ректификационную колонну К5, так как в первую очередь выделяются более тяжелые углеводороды и в состав жидкости входят углеводороды С4 и выше. После прохождения первого холодильника Т1 поток 5 охладится до температуры 35 °C, в связи с потерями при охлаждении 8 - 10 °C и будет иметь давление 2,47МПА, в связи с потерей давления при прохождении холодильника 0,03МПА. С низа сепаратора С2 выходит жидкий поток 7 с температурой 16 °C и давлением 2,44МПА, который направляется для дальнейшего разделения на стадию деэтанизации, в ректификационную колонну К3, так как в первую очередь выделяются более тяжелые углеводороды и в состав жидкости входят углеводороды С2 и выше. В качестве хладагентов будут использованы жидкий пропилен с температурой (-18) °C, жидкий пропилен с температурой (-37) °C, жидкий этан с температурой (-56) °С. после прохождения холодильника смесь охладится до температуры (-33) °C и будет иметь давление 4,1МПА (поток 10).Где цифрами обозначены материальные потоки и их параметры: Таблица 6 3 Газовая смесь 16 1,04 4 Газовая смесь 115 2,5 5 Смесь у/в 35 2,47 6 Смесь у/в 16 2,44Из уравнений материальных балансов всего объема колонны, записанных по общему количеству потоков и по каждому компоненту, определяем количества и составы дистиллята и остатка. № п/п Наименование Состав сырья % мол состав сырья % масс Мол. масса Mi Мольная доля c”i Mi c”i Состав сырья в мас. долях ci= Mi c”i /AMIC”ii Количество в сырье кг/час кмоль/ч Составы изображены в мольных долях. Т.е. х”R1,R2= 0; y”D(4?10)= 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). Данные о составе и количестве дистиллята и остатка в молях сведем в табл.

Содержание разделение углеводородный смесь технологический

Введение

1. Разработка и обоснование номенклатуры готовой продукции

2. Разработка и обоснование структурной схемы процесса

3. Структурная схема процесса

4. Разработка и обоснование технологической схемы

5. Принципиальная технологическая схема

6. Расчет материального баланса

6.1 Расчет расхода сырья

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

6.3 Сводный баланс установки

6.4 Расчет коэффициента извлечения основного продукта

Библиографический список